MX2007002504A

MX2007002504A - Oxidación en fase líquida optimizada.

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Publication number: MX2007002504A
Application number: MX2007002504A
Authority: MX
Inventors: Alan George Wonders; Lee Reynolds Partin; Wayne Scott Strasser; Marcel De Vreede; Puneet Gupta
Original assignee: Eastman Chem Co
Priority date: 2004-09-02
Filing date: 2005-08-29
Publication date: 2008-10-24
Also published as: PT1802562T; PT2266944E; PL2266944T3; US7390921B2; CA2576490A1; EP2266944A3; ES2622410T3; EP1802562B1; BRPI0514774A; WO2006028768A3; LT1802562T; CN101068766B; CN101068766A; ES2415931T3; EP2266944A2; PL1802562T3; EP2266944B1; WO2006028768A2; US20060047156A1; EP1802562A2

Abstract

Se divulga un proceso y aparto optimizados para llevar a cabo más eficiente y económicamente la oxidación en fase líquida de un compuesto oxidable. Tal oxidación en fase líquida se lleva a cabo en un reactor de columna de burbujeo que proporciona una reacción altamente eficiente a temperatura relativamente bajas. Cuando el compuesto oxidado es para-xileno y el producto de la reacción de oxidación es ácida tereftálico crudo (CTA), tal producto de CTA se puede purificar y separar mediante técnicas más económicas que las que podrían ser empleadas si el CTA se formara por un proceso de oxidación de alta temperatura convencional.

Description

OXIDACION EN FASE LÍQUIDA OPTIMIZADA CAMPO DE LA INVENCIÓN Esta invención se relaciona generalmente a ün proceso para la oxidación catalítica, en fase líquida de un compuesto aromático. Un aspecto de la invención se relaciona a la oxidación parcial de un compuesto aromático de dialquiÍLo (por ejemplo, para-xileno) para producir un ácido dicarboxílico aromático crudo (por ejemplo, ácido tereftálico crudo) , que después se puede someter a la purificación y i separación. Otro aspecto de la invención se relaciona a un reactor de columna de burbujeo mejorado que proporciona un proceso de oxidación en fase líquida más ef ctivo y económico. ANTECEDENTES DE LA INVENCIÓN I Las reacciones de oxidación en fase líquida ¡se emplean en una variedad de procesos comerciales existentes. Por ejemplo, la oxidación en fase líquida actualmente jse utiliza para la oxidación de aldehidos a ácidos (por! ejemplo, propionaldehído a ácido propiónico) , la oxidación jde ciclohexano a ácido adípico, y la oxidación de aromáticos j de i alquilo a alcoholes, ácidos o. diácidos. Un proceso ¡de oxidación comercial particularmente significante en la última categoría (oxidación de aromáticos de alquilo) es la oxidación parcial catalítica en fase líquida del para-xileno a ácido tereftálico. El ácido tereftálico es un compuesto importante con una variedad de aplicaciones. El uso primario del ácido tereftálico es como un material de alimentación en la producción de polietilentereftalato (PET). El PET es ijin plástico bien conocido utilizado en grandes cantidades alrededor del mundo para hacer productos tales como botellas, fibras y envasado o empaquetamiento. En un proceso de oxidación en fase liquida, típico, que incluye la oxidación parcial del para-xileno ¡ a ácido tereftálico, una corriente de alimentación en fase líquida y una corriente de oxidante en fase de gas se introducen en un i reactor y forman un medio de reacción de fases múltiiples ^n ' i el reactor. La corriente de alimentación en fase; líquida i introducida en el reactor contiene por lo menos un compuesto orgánico oxidable (por ejemplo, para-xileno), mientras que la corriente de oxidante en fase de gas contiene oxígeno molecular. Por lo menos una porción del oxígeno molecular introducido en el reactor como un gas se disuelve en la fajse líquida del medio de reacción para proporcionar disponibilidad de oxígeno para la reacción en fase 1 líquida . Si la fase líquida del medio de reacción de fases múltiples contiene una concentración insuficiente de oxígeno molecular (es decir, si ciertas porciones del medio de reacción son "subalimentadas de oxígeno"), las reacciones secundarias indeseables pueden generar impurezas y/o las reacciones propuestas se pueden retardar en la velocidad. Si la fase liquida del medio de reacción contiene muy poco del c'ompuesto 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 o!xidable, 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 cont¡enido en i j los mismos. La agitación del medio de reacción se sujministra en un esfuerzo para promover . la disolución de , oxigeno ¦ molecular en la fase liquida del medio de reacción, ¡mantiene concentraciones relativamente uniformes de oxigeno ,disuelto ? en la fase liquida del medio de reacción, y ¡mantiene concentraciones relativamente uniformes del compuesto orgánico oxidable en la fase liquida del medio de reapción. La agitación del medio de reacción que se ,somete j a i I 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). r 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. : ios 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 j reacción en la zona de reacción se proporciona principalmente por la flotación natural de las burbujas de gas que se elevan a través de la fase líquida del medio de reacción. Esta agitación de flotación natural proporcionada en los reactores de columna de burbujeo reduce los costos de capital i y mantenimiento con relación a los reactores mecánicamente agitados. Ademas, la ausencia sustancial de partes mecánicas movibles asociadas con los reactores de columna de burbujeo proporciona un sistema de oxidación que está menos propenso la falla mecánica que los reactores mecánicamente agitados. Cuando la oxidación parcial en fase 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. Él de purificación que convierte el CTA en ácido tereftálico purificado (PTA) adecuado para hacer PET. Un proceso 'de purificación típico para convertir él 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 jen agua, (3) hidrogenar catalíticamente la solución de CTA/agjua i para convertir las impurezas a compuestos más deseables y!/o fácilmente separables, (4) precipitar el PTA resultante de :1a solución hidrogenada por la vía de múltiples etapas 'de cristalización, y (5) separar el PTA cristalizado de los líquidos restantes. Aunque efectivo, este tipo de proceso ¡de I i purificación convencional puede ser muy costoso.; Los factores individuales que contribuyen al alto costo de los métodos de I purificación de CTA convencionales incluyen, por ejemplo, la i energía térmica requerida para promover la disolución del CTA en agua, el catalizador requerido para la hidrogenación, la corriente de hidrógeno requerida para la hidrogenación, la pérdida de rendimiento causada por la hidrogenación de algo de ácido tereftálico y los recipientes múltiples re!queridos para la cristalización de etapas múltiples. Así!, seria deseable proporcionar un producto de CTA que pudiera ser purificado sin requerir disolución promovida por calor én 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 én fase líquida más efectivos y económicos. Otro objetivo de la invención es proporcionar un reactor y proceso más efectivos y económicos para la I oxidación parcial catalítica en fase líquida de para-xileno 1 a ácido tereftálico. Todavía otro objetivo de la invención es proporcionar un reactor de columna de burbujeo que facilita las reacciones de oxidación en fase líquida mejoradas con formación reducida de impurezas. Todavía otro objetivo de la invención es proporcionar un sistema más efectivo y económico para producir ácido tereftálico puro (PTA) por la vía de la oxidación en fase liquida de para-xileno para producir ácido tereftálico crudo (CTA) y subsecuentemente purificar él CTA a 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 purificado sin requerir la disolución promovida por qalor del CTA en agua, la hidrogenación del CTA disuelto : y/o la i cristalización de etapas múltiples del PTA hidrogenado. j Debe ser notado que el alcance de la presente invención, como se define en las reivindicaciones adjuntas, no se limita a procesos o aparatos capaces de realizar todos los objetivos listados en lo anterior. Más bien, el alcance de la invención reclamada puede abarcar una variedad de sistemas que no realizan todos o cualquiera de los objetivos listados en lo anterior. Objetivos y ventajas adicionales de la presente invención serán fácilmente evidentes ¡para un experto en la técnica en la revisión de la sLiguiente descripción detallada y los dibujos asociados. !. BREVE DESCRIPCIÓN DE LA INVENCIÓN Una modalidad de la presente invención se relaciona a un proceso de oxidación que comprende las siguientes etapas: (a) introducir una corriente de alimentación qie comprende para-xileno en una zona de reacción de unj reactor de columna de burbujeo, en donde por lo menos una porción de la zona de reacción es definida por una o más i paredes laterales verticales del reactor, en donde por lo menos 5 aproximadamente 25 por ciento en peso de para-xileno entra en la zona de reacción en una o más ubicaciones espaciadas hacia adentro por al menos 0.05D desde las paredes laterales verticales, en donde la zona de reacción tiene un diámetro • . I máximo (D); y (b) oxidar por lo menos una porción del paral o xileno en una fase liquida de un medio de reacción j de tres fases contenido en la zona de reacción, en donde la oxidación forma ácido tereftálico crudo en el medio de reacción, en donde la cantidad de sólidos presentes en la reacción es mantenido en el intervalo de aproximadamente 5 a 15 aproximadamente 40 por ciento en peso en una base promediada i en tiempo y promediada en volumen. Otra modalidad de la presente invención se relaciona a un proceso que comprende las siguientes etapas: (a) introducir una corriente de alimentación que ¿omprende 0 para-xileno en una zona de reacción de un reactor de columna Í ! de burbujeo, en donde por lo menos una porción de la; zona de reacción es definida por una o más paredes laterales verticales del reactor, en donde por lo menos aproximadamente 25 por ciento en peso del para-xileno entra en la zona de 5 reacción en una o más ubicaciones espaciadas hacia; adentro por al menos 0.05D desde las paredes laterales verticales, en donde la zona de reacción tiene un diámetro máximo (D); (b) oxidar por lo menos una porción de para-xileno en una fase liquida de un medio de reacción de tres fases contenido en la zona de reacción para de esta manera formar partículas de ácido tereftálico crudo sólido en el medio de reacción, en donde la cantidad de sólidos presentes en el medio de reacción es mantenida en el intervalo de aproximadamente 5 J a i aproximadamente 40 por ciento en peso en una base promediada en tiempo y promediada en volumen; y (c) oxidar por 'lo menos i I una porción de las partículas de ácido tereftálico crudo sólido en un reactor de oxidación secundario para de esta manera formar ácido tereftálico más puro. BREVE DESCRIPCIÓN DE LOS DIBUJOS Las modalidades preferidas de la invención se describen en detalle enseguida con referencia a las: figuras de dibujos adjuntas, en donde; la FIG. 1 es una vista lateral de un reactor de oxidación construido de acuerdo con una modalidad de Ía presente invención, que ilustra particularmente la i ¡ introducción de corrientes de alimentación, de oxidante y de reflujo en el reactor, la presencia de un medio de ! reaccijón 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 largo de la linea 2-2 en la FIG. 3, que ilustra particularmente la ubicación y configuración de un tubo rociador de oxidante utilizado para introducir la corriente de oxidante en el reactor; la FIG. 3 es una vista superior del tubo iociadpr de oxidante de la FIG. 2, que ilustra particularmente los orificios de oxidante en la parte superior del tubo .rociador de oxidantes- la FIG. A es una vista de fondo del tubo rociador de oxidante de la FIG. 2, que ilustra particularmente los orificios de oxidante en el fondo del tubo rociador de 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 lps orificios de oxidante en la parte superior y el fondo djel 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 da 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 corrjiente cié alimentación en una zona de alimentación radial preferida (FZ) y más de un cuadrante azimutal (C , Q2, Q3, CU) ; 1 la FIG. 8 es una vista superior seccional similar a la FIG. 7, pero que ilustra un medio alternativo para descarqar la corriente de alimentación en el i reactor i ! utilizando tubos de bayoneta cada uno que tiene una i pluralidad de orificios de alimentación pequeños; la FIG. 9 es una vista isométrica de un¡ sistema alternativo para introducir la corriente de alimentación en la zona de reacción en ubicaciones verticalmente espaciadas múltiples sin requerir penetraciones del recipiente múltiples, que ilustra particularmente que el sistema de distribución de alimentación puede ser por lio menps i 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 el ¡ i ! I 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 que1 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 I rociador de oxidante alternativo que tiene todos los orificios de oxidante localizados en el fondo del miembro de anillo; 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 par icularmente la ubicación de los orificios de fo,ndo para introducir la corriente de oxidante en la zona de reacción; la FIG. 15 es una vista lateral seccional ,del tubo rociador de oxidante tomada a lo largo de la linea '15-15 !sn 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 agrandaba de la porción inferior del reactor de columna de burbujeo ¡de 1 la FIG. 16 tomada a lo largo de la linea 17-17 en la FIG. lj8 , que ilustra particularmente la configuración del recipiente de desaireación interno colocado en la salida de fondo del reactor de columna de burbujeo; , la FIG. 18 es una vista superior seccional tomada a lo largo de la linea 18-18 en la FIG. 16, que ilustra I particularmente un rompedor de vórtice colocado] en el recipiente de desaireación; I I 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 i linea de des-inventariación acoplada al fondo del reactor; j la FIG. 20 es un vista lateral de un reactor de columna de burbujeo equipado con un recipiente de desaireación interno/externo híbrido para desacoplar1 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 re¡actor de columna de burbujeo equipado con un recipiente de i desaireación híbrido alternativo cerca del fondo del reactor; la FIG. 22 es una vista lateral seccional ágrandajda de la porción inferior del reactor de columna de burbujeo de i I la FIG. 21, que ilustra particularmente el uso de1 un tubo rociador de oxidante alternativo que emplea conductos de entrada que reciben la corriente de oxidante a través de la cabeza de fondo del reactor; , ' la FIG. 23 es una vista lateral seccional agrandada similar a la FIG. 22, que ilustra particularmente un medio alternativo para introducir la corriente de oxidante en 'el reactor por la vía de una pluralidad de orificios en a cabeza inferior del reactor y, opcionalmente, que emplea placas de choque para distribuir más uniformemente corriente de oxidante en el reactor; la FIG. 24 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujeo que emplea un conducto de flujo interino 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 dél reactor; , I 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 i ! 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 oxjidacióji, que ilustra particularmente un eductor que combina alimentación liquida y el gas de entrada y usa el fluido ¿le dos fases combinado para retirar el medio de reacción en él eductor y descargar la mezcla de alimentación liquida, gas de entrada., y el medio de reacción en una zona de reacción a alta velocidad; r j i la FIG. 28 es una vista lateral de un reactor de I columna de burbujeo que contiene un medio de reacción de fases múltiples, que ilustra particularmente el medio de reacción que es teóricamente dividido en 30 cortes horizontales de igual volumen a fin de cuantificar ciertos ingredientes en el medio de reacción; la FIG. 29 es una vista lateral de un reactor de columna de burbujeo que contiene un medio de reacción cié fases múltiples, que ilustra particularmente el primero i y segundo volumen continuo de 20 por ciento discreto dial medio de reacción que tienen concentraciones de oxigeno y/o i 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 fasés múltiples que ilustran particularmente que los recipientes I contienen volúmenes continuos del 20 por ciento discretos del I 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 oxígeno y o proporciones de consumo de oxígeno sustancialmente diferentes ; las FIGS. 32A y 32B son vistas agrandadas de partículas de ácido tereftálico crudo (CTA) producidas de acuerdo con una modalidad de la presente invención, que ilustran particularmente que cada partícula de CTA es una partícula de área de superficie alta, de baja densidád compuesta de una pluralidad de sub-particulas de CTA enlazadas sueltamente; las FIGS. 33A y 33B son vistas agrandadas de un CTA convencionalmente producido, que ilustra particularmente que la partícula de CTA convencional tiene un tamaño de partícula i más grande, de baja densidad, y área de superficie más baja que la partícula de CTA inventiva de las FIGS. 32A y 32B; 1 la FIG. 34 es un diagrama de flujo de proceso simplificado de un proceso de la técnica previa para hac†r ácido tereftálico purificado (PTA); 1 | la FIG. 35 es un diagrama de flujo de 1 proceso simplificado de un proceso para hacer PTA de acuerdo con una modalidad de la presente invención; y la FIG. 36 es una gráfica que gráfica los resultados de la prueba de fracción de sólidos descrita en la sección de Ejemplos, que ilustra particularmente que la producción de 4-4 ' -dicarboxiestilbeno fue significativamente elevada cuando se empleo una fracción de sólidos mási alta en el medio de reacción. DESCRIPCIÓN DETALLADA ¡ Una modalidad de la presente invención se relaciona a la oxidación parcial en fase liquida de un compuesto I oxidable. Tal oxidación se lleva a cabo preferiblemente en la fase liquida de un medio de reacción de fases múltipl s : t contenido en uno o más reactores agitados. Los reactores agitados adecuados incluyen, por ejemplo, reactores agitadps 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 presente, el término "agitación mecánica" denotará la agitación del medio de reacción causada por el movimiento físico de un (os) elemento (s) rígido (s) o flexible (s) contra1 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 recirculacióñ a alta velocidad de uno o más fluidos en el medio de reacción. P¡or ejemplo, la agitación de flujo se puede proporcionar p¡or boquillas, eyectores y/o eductores. En una modalidad preferida de la . presente invención, menos de aproximadamente 40 por ciento de la I agitación del medio de reacción en el reactor de columna de i ! burbujeo durante la oxidación se proporciona por la agitación mecánica y/o de flujo, más preferiblemente ménos 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 †e flujo impartida al medio de reacción de fases múltiples durante la oxidación es menor que aproximadamente 3 kilowat s por metro cúbico del medio de reacción, más preferiblemente menos que 2 kilowatts por metro cúbico, y mucho más preferiblemente menos que 1 kilowatt por metro cúbico. Con referencia ahora a la 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 reacción1 interna 28, mientras que la sección de acoplamiento 26 define una I zona de desacoplamiento interna 30. Una corrilente ele alimentación predominantemente en fase liquida se introduce en la zona de reacción 28 por la vía de las entradas de alimentación 32a,b,c,d. Una corriente de oxidante predominantemente en fase de gas se introduce en la zona ¡de reacción 28 por la via de un tubo rociador de oxidante 34 I ¡ I localizado en la porción inferior de la zona de reacción 28. La corriente de alimentación en fase liquida y la corriente de oxidante en fase de gas forman cooperativamente un medio de reacción de fases múltiples 36 dentro de la zona de reacción 28. El medio de reacción de fases múltiples 36 comprende una fase liquida y una fase de gas. Más preferiblemen e, 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 I fase sólida del medio de reacción 36 preferiblemenií ;e precipita dentro de la zona de reacción 28 como resu'ltado ele la reacción de oxidación llevada a cabo en la fase; liquila del medio de reacción 36. El reactor de columna de burbujeo 20 incluye una salida de suspensión 38 localizada cerca dél 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 ¿le reacción 36 se retira de la zona de reacción 28 por la vía de la salida de suspensión 38, mientras que un :efluente i predominantemente gaseoso se retira de la zona de acoplamiento 30 por la vía de la salida de gas 40. La corriente de alimentación, en fase liquida introducida en el reactor de columna de burbujeo 20 por la vía de las entradas de alimentación 32a,b,c,d preferiblemente I i comprende un compuesto oxidable, un solvente y un j sistenjia catalizador . El presente compuesto oxidable en la corriente de I alimentación en fase liquida preferiblemente comprende por lo menos un grupo hidrocarbilo . Más preferiblemente, él 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 jo menos un grupo hidrocarbilo sustituido enlazado o por lo menos un heteroátomo enlazado o por lo menos una función de ácido carboxílico enlazado (-COOH) . Aun más preferible, el compuesto oxidable es un compuesto aromático con por |lo menos l un grupo hidrocarbilo enlazado o por lo menos un grupo hidrocarbilo sustituido enlazado con cada grupo enlajado q†e comprende de 1 a 5 átomos de carbono. Todavía aun más preferible, el compuesto oxidable es un compuesto aromático que tiene exactamente dos grupos enlazados con cada grupo enlazado que comprende exactamente un átomo de carbono y qiüe ¡ i consiste de grupos metilo y/o grupos metilo sustituidos y/o|a lo más un grupo de ácido carboxílico. Todavía aun más preferible, el compuesto oxidable es para-xileno, meta-xileno, para-tolualdehído, . meta-tolualdehído , ácido para-toluico, ácido meta-toluico, y/o acetaldehído . Mucho más í preferiblemente, el compuesto oxidable es para-xileno. Un "grupo hidrocarbilo, como se define en la I I presente., es por lo menos un átomo de carbono que se enla?,a únicamente a átomos de hidrógeno o a otros átomos de carbono.

Un "grupo hidrocarbilo sustituido", como se define en la presente, es por lo menos un átomos de carbono unido a por lo menos un heteroátomo y a por lo menos un átomo de hidrogenó. "Heteroátomos" , como se define en la presente, son todos lós átomos diferentes a los átomos de carbono e hidrógeno. Los E emp os a ecua os e ta es an os arom t cos ncluyen, 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 cíclicos, alquenos alifáticos, alquenos ramificados y alquenos cíclicos); aldehidos alifáticos (por ejemplo, acetaldehído, propionaldehído, isobutiraldéhído, ¡y n-butiraldehído) ; alcoholes alifáticos (por ejemplo, etanol, isopropanol, n-propanol, n-butanol, e isobutanol ) ; cetonás alifáticas (por ejemplo, dimetil cetona, etil metil cetona, dietil cetona, e isopropil metil cetona); ásteres allifáticos (por ejemplo, formiato de metilo, acetato de metilo, acetato de etilo); peróxidos alifáticos, perácidos e hidroperóxidos (por ejemplo, hidroperóxido de t-butilo, ácido peracético hidroperóxido de di-t-butilo) ; compuestos alifátibos con grupos que son combinaciones de las especies aljifáticas anteriores más otros heteroátomos (por ejemplo, compuestos alifáticos que comprenden uno o más segmentos moleculares de hidrocarburos, aldehidos, alcoholes, cetonas, ésteres, peróxidos, perácidos, y/o hidroperóxidos en combinación con sodio, bromo, cobalto, manganeso, y zirconio) ; varios: anillos de benceno, anillos de naftaleno, otros grupos aromáticos con uno o enlazados (por ejemplo, isopropilbenceno, n-propilbenceno, neopentilbenceno, pará-xileno, meta-xileno, orto-xileno, todos los isómeros de trimetilbencenos , todos los isómeros de tetrametilbencenos , pentametilbenceno, hexametilbenceno, todos los isómeros ele etil-met ilbencenos , todos los isómeros de dietilbencenos , i todos los isómeros de etil-dimetilbencenos , todos los isómeros de dimetilnaftálenos , todos los isómeros de eti|l- I metilnaf tálenos, todos los isómeros de dietilnaftalenojs , todos los isómeros de dimetilbifenilos , todos los isómeros ¡de I I etil-metilbifenilos, y todos los isómeros de dietilbifenilojs , estilbeno y con uno o más grupos de hidrocarbilo enlazados, fluoreno y con uno o más grupos hidrocarbilo ehlazadós, antraceno y con uno o más grupos hidrocarbilo enlazados, y difeniletano y con uno o más grupos hidrocarbilo enlazados) ; I I varios anillos de benceno, anillos de naftaleno, bijfenilos, terfenilos, y otros grupos aromáticos con uno o más grupos hidrocarbilo enlazados y/o uno o más heteroátomos enlazados, que se pueden conectar a otros átomos o grupos de átomos (por 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 bromofenoles , I bromobenceno, todos los isómeros de bromotolueraos que i 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, benzaldehído, todos los isómeros de bromobenzaldehidos , todos los isómeros de tolualdehídos i bromados que incluyen todos los isómeros de alfa-tolua ldehídos , todos los isómeros de . hidroxibenzaldehídos , todos los isómeros de bromo-hidroxibenzaldehídos , todos los isómeros de benceno dicarboxaldehídos , todos los isómeros de benceno tricarboxaldehídos , para-tolualdehído, > meta-tolualdehído, orto-tolualdehído, todos los isómeros de tolueno dicarboxaldehídos, todos los isómeros de tolueno tricarboxaldehídos, todos los isómeros de tolueno tetracarboxa ldehídos , todos los isómeros de dimetilbenceno I I I dicarboxaldehidos, todos los isómeros de dimetilbencerio tricarboxaldehidos , todos los isómeros de dimetilbenceno tetracarboxaldehidos, todos los isómeros de trimetilbenceno I tricarboxaldehidos, todos los isómeros de etiltolualdehidos , todos los isómeros trimetilbenceno dicarboxaldehidos, tetrametilbenceno dicarboxaldehido , hidroximetil-benceno, todos los isómeros de hidroximetil-toluenos , todos los isómeros de hidroximetil-bromotoluenos , todos los isómeros de hidroperóxidos , y todos los isómeros de metilfenoí metií-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 pero'xiácidqs (por ejemplo, ácido benzoico, ácido para-toluico, ácido meta-toluico, ácido orto-toluico, todos los isómeros dé ácidos etilbenzóicos , todos los isómeros de ácidos propilbe-nzoicos , todos los isómeros de ácidos butilbenzoicos , todos los isómeros de ácidos pentilbenzoicos , todos los isómeros de ácidos dimetilbenzoicos, todos los isómeros de ácidos etilmetilbenzoicos , todos los isómeros de ácidos I trimetilbenzoicos, todos los isómeros de ¡ ácidos tetrametilbenzoicos, ácido pentametilbenzoico, todos los isómeros de ácidos dietilbenzoicos , todos los isómeros de 1 I ácidos benceno dicarboxilicos , todos los isómeros de ácidos benceno tricarboxí lieos , todos los isómeros de ácidos metilbenceno dicarboxilicos, todos los isómeros de ácidos dimetilbenceno dicarboxilicos, todos los isómeros dé ácidos metilbenceno tricarboxílieos , todos los isómeros dé ácidos i bromobenzoicos , todos los isómeros .de i ácidos I dibromoben zoicos , 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 hidroxi toluicos , todos los isómeros de ácidos hidroximetil-toluicos, todos los isómeros de ácidos hidroximetil-benceno dicarboxilicos, todos los isómeros de I ácidos hidroxibromobenzoicos, todos los isómeros de ácidos hidroxibromotoluicos , todos los isómeros de ácidos hidroximetil-bromobenzoicos , todos los isómeros de j carboxi benzaldehídos , todos los isómeros de dicarboxi benzal!dehidos , ácido perbenzoico, todos los isómeros de ácidos hidroperoximetil-benzoicos , todos los isómeros de ácidos hidroperoximetil-hidroxibenzoicos, todos los isómeros cJe ácidos hidroperoxicarbonil-benzoicos , todos los isómeros ¿le hidroperoxicarbonil-toluenos , todos los isómeros de ácidos metilbifenilocarboxi lieos , todos los isómeros de ácidos dimetilbifenil carboxilicos , todos los isómeros de ácidos i metilbifenil dicarboxilicos , todos los isómeros de ácidos I 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 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 seleccionadbs enla zados ) . 1 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 presijón 1 1 i estándares), se prefiere que el compuesto oxidable s¡ea sustancia Imen te 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 aproximadamen e 80 a aproximadamente 00°C, y mucho más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 125 a 155°C. La cantidad del compuesto oxidable presente en i 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, jy mucho más preferiblemente en el intervalo de 6 a ; 15 pcjr ciento en peso. Ahora se menciona que el compuesto oxidablje presente en la alimentación en fase liquida puede comprendejr una combinación de dos o más químicos oxidables diferentes1.

Estos dos o más materiales químicos diferentes se pueden I alimentar mezclados en la corriente de alimentación en fase líquida o se pueden alimentar separadamente en corrientes de alimentación múltiples. Por ejemplo, un compuesto óxidablje que comprende para-xileno, meta-xileno, para-tolualdehído, ácido para-toluico y acetaldehído . se puede alimentar ál reactor por la vía de una entrada sola o entradas separadas múltiples . El solvente presente en la corriente de i alimentación en fase líquida preferiblemente comprende un componente de ácido y un componente de agua. El solvente preferiblemente está presente en la corriente de alimentación en fase liquida en una concentración en el intervalo de aproximadamente 60 a aproximadamente 98 por ciento en pesó, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 80 aproximadamente 96 por ciento en peso, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 85 a 94 por ciento en peso. El componente de ácido del solvente es preferiblemente de manera principal un ácido monocarboxilico de peso menos aproximadamente 80 por ciento en peso del solvente, y mucho más preferiblemente 85 a 98% en peso del solvente, cón el resto que es principalmente agua. El solvente introducido i I en el reactor de columna de burbujeo 20 puede incluir pequeñas cantidades de impurezas tales como, por ejemplo1, ¡ para-tolualdehido, tereftaldehído, 4-carboxibenzaldehido (4- I CBA) , ácido benzoico, ácido para-toluico, aldehidjo para--toluico, ácido alfa-bromo-para-toluico, ácido iso'ftálicó, ácido itálico, ácido trimelitico, poliaromáticos , y/o material particulado suspendido. Se prefiere que la cantidad total de impurezas en el solvente introducido en el reactor de columna de burbujeo 20 sea menos que aproximadamente 3 por ciento en peso.

El sistema de catalizador presente en la corriente de alimentación en fase liquida es preferiblemente un sistema de catalizador en fase liquida, homogéneo capaz de promover I 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 I I l sistema de catalizador comprende cobalto y bromo. Mucho más preferiblemente, el sistema de catalizador comprende cobalto, bromo y manganeso. I Cuando el cobalto está presente en el sistema de í I catalizador, se prefiere para la cantidad de cobalto presente en la corriente de alimentación en fase líquida sea tal qu!e la concentración de cobalto en la fase líquida del medio de reacción 36 se mantenga en el intervalo de aproximadamente 300 a aproximadamente 6,000 partes por millón en peso (ppmw)^, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 700 a aproximadamente 4, 200 ppmw, y mucho más preferiblementje en el intervalo de 1,200 a 3000 ppmw. Cuando el bromo está presente en el sistema de catalizador, se prefiere que la cantidad dé bromo presente en la corriente de alimentación en fase líquida sea tal que la concentración de bromo en la fase líquida del medio de reacción 36 se mantenga en el intervalo de aproximadamente 300 a aproximadamente 5,000 ppmw, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 600 aproximadamente 4,000 ppmw, y mucho más preferiblemente en e l 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 se mantenga en el intervalo de aproximadamente 20 |a aproximadamente 1,000 ppmw, más preferiblemente 1 en el i intervalo de aproximadamente 40 a aproximadamente 500 ppmw, mucho más preferiblemente en el intervalo de 50 a 200'ppmw. I Las concentraciones de cobalto, bromo, y/fo 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 iin promedio de por lo menos 10 mediciones tomadas igualmentie sobre un periodo continuo de por lo menos 100 segundos. Como i se utiliza en la presente, el término "promediada en volumen" denotará un promedio de por lo menos 10 mediciones tomadas Jn i í el espaciamiento tridimensional uniforme por todo un cierto i volumen . La relación en peso del cobalto al bromo (Có:Br) en el sistema de catalizador introducido en la zona de feacció.n j 28 está preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.25:1 a aproximadamente 4:1, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.5: a aproximadamente 3:1, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 0.75:1 a 2:1. La relación en peso de cobalto a manganeso (Co:Mn) en el sistema de catalizador introducido en la zona de reacción 28 está preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.3:1 a aproximadamente 40:1, más preferiblemente en el intervalo tíe 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 , líquicia introducida en el reactor de columna de burbujeo 20 puejáe incluir pequeñas cantidades de impurezas tales como, por ejemplo, tolueno, etilbenceno, para-tolualdehidp, tereftaldehido, 4 -carboxibenzaldehido (4-CBA), ácido benzoico, ácido para-toluico, aldehido para-toluico , ácido alfa bromo paratoluico, ácido isoftálico, ácido itálico, ácido trimelitico, poliaromáticos , y/o particulado suspendido. Cuando el reactor de. columna de burbujeo 20 se emplea para la producción del ácido tereftálico, meta-xileño 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 ! I por la vía de una entrada separada de la(s) entrada (s) de solvente y de catalizador. La corriente oxidante predominantemente ¡en fase ! i gaseosa introducida en el reactor de columna de burbujeo 20 por la vía del tubo rociador de oxidante 34 comprende oxigeno molecular (02) ¦ Preferiblemente, la corriente oxidanjte comprende en el intervalo de aproximadamente 5 a aproximadamen e 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 por ciento en mol de oxigeno molecular. Se prefiere que 'el balance de la corriente oxidante sea comprendijdo principalmente de un gas o gases, tal como nitrógeno, que spn i inertes a la oxidación. Más preferiblemente, la corriente ¡de oxidante consiste esencialmente de oxigeno molecular I y nitrógeno. Mucho más preferiblemente, la corriente de i oxidante es aire seco que comprende aproximadamente 21 por ciento en mol de oxigeno molecular y aproximadamente 78 aproximadamente 81 por ciento en mol de nitrógeno. En una modalidad alternativa de la presente invención, la corriente de oxidante puede comprender oxigeno sustancialmente puro. Con referencia otra vez a la IG. 1, el reactor de columna de burbujeo 20 es preferiblemente equipado con un distribuidor de reflujo 42 colocado arriba de una superficie superior 44 del medio de reacción 36. EL distribuidor de I reflujo 42 es operable para introducir gotitas ( de una corriente de reflujo predominantemente en fase liquida en la zona de desacoplamiento 30 mediante cualquier medio ele i formación de gotitas conocido en la técnica. Más preferiblemente, el distribuidor de reflujo 42 produce un roció 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 I e influencia) por lo menos aproximadamente 50 por ciento del área de sección transversal, horizontal máxima de la! zona Lie desacoplamiento 30. Más preferiblemente, el rocío de gotitas afecta por lo menos aproximadamente 75 por ciento del área de sección transversal horizontal máxima de la zona de desacoplamiento 30. Mucho más preferiblemente, el rocío de gotitas afecta por lo menos 90 por ciento del área de secci n transversal horizontal máximo de la zona de desacoplamienito 30. Este roció de reflujo liquido hacia abajo, puede ayudar prevenir la espumación en o arriba de la superficie superior 44 del medio de reacción 36 y también puede ay!udar el desacoplamien o de cualquier liquido o qotitas 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 iy I compuestos potencialmente precipitantes (por ejemplo ácido ! i benzoico disuelto, ácido para-toluico, 4-CBA, áciclo tereftálico y sales de metal de catalizador) que salen en el 1 j efluente gaseoso retirado de la zona de desacoplamiento 30 por la vía de la salida de gas 40. Además, la introducción de gotitas de reflujo en la zona de desacoplamiento 30 puede, mediante una acción de destilación, ser utilizada para ajusfar la composición del efluente gaseoso retirado por ía vía de la salida de gas 40. La corriente de reflujo de liquido introducida en el reactor de columna de burbujeo 20 por la vía del distribuidor del reflujo 42 preferiblemente' tiene aproximadamente la misma composición como el componente de ; i solvente de la corriente de alimentación en fase liquida i introducida en el reactor de columna de burbujeo 20 por La vía 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 I corriente de reflujo es preferiblemente un ácido I monocarboxí lico 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 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 resto que es agua. Debido a que la corriente de1 reflujo típicamente tiene sustancialmente la misma composición como el solvente en la corriente de alimentación en fase líquida, i cuando esta descripción se refiere al "solvente1 total" j introducido en el reactor, tal "solvente total" 'incluirá tanto la corriente de reflujo como la porción de solvente de la corriente de alimentación. | Durante la oxidación en fase líquida en el, reactor de columna de burbujeo 20, se prefiere que las corrilentes cke alimentación, de oxidante, y de reflujo sean introducidas de manera sustancial continuamente en la zona de reacción 28, i 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 mas i preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 18,000 la i í aproximadamen e 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 ! i pulsar la corriente de alimentación, oxidante, y/o de reflujlo entrante a fin de mejorar el mezclado y la transferencia de masa. Cuando' la corriente de alimentación, oxidante y/o de i I 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, ' I más preferiblemente dentro de aproximadamente ¦ 30 ¡a ¦ I aproximadamente 200 por ciento de los gastos de flujo de estado permanente citados en la presente, y mucho más I 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 ía 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 i I convertido a producto típicamente sería sustraída1 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 (pÓr 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, burbujeo 20 es particularmente útil cuando la STR o el compuesto oxidable (por ejemplo, para-xileno) está en él intervalo de aproximadamente 25 kilogramos por metro cúbico i por hora a aproximadamente 400 kilogramos por metro cúbico por hora, más preferiblemente en el intervalo aproximadamente 30 kilogramos por metro cúbico por hora aproximadamen e 250 kilogramos por metro cúbico pór hora, I 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 él intervalo de 40 kilogramos por metro cúbico por hora kilogramos por metro cúbico por hora a 100 kilogramos por metro cúbico por hora. , j El oxígeno-STR en el reactor de oxidajción ¿e : i columna de burbujeo 20 se define como el peso del' oxígeno i molecular consumido por volumen unitario del medio de reacción 36 por tiempo unitario (por ejemplo kilogramos ¿le oxígeno molecular consumido por metro cúbico por hora). Por razones de costo de capital y consumo oxidante de solventé, entre otros, generalmente se prefiere que la reacción sea conducida con un oxígeno-STR alta. Sin embargo, la conducción de la reacción en oxígeno-STR incrementadamente más alta eventualmente reduce la calidad o rendimiento de la oxidación parcial. Sin que sea relacionado por la teoría, se manifiesta que esto de relaciona posiblemente a la proporción de transferencia del oxígeno molecular de la fase de gas en el líquido en el área de superficie interfacial y por consiguiente en el líquido en volumen. Un oxígeno-STR demasiado alto posiblemente conduce a un contenido de oxígeno i disuelto demasiado bajo en la fase liquida en volumen del i ' medio de reacción. ! El global-promedio-oxígeno-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-oxígeno-ST¡R está en intervalo de aproximadamente 25 kilogramos por metro cúbico por hora aproximadamente 400 kilogramos pojr metro cúbico por hora, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 30 kilogramos por metro cúbico por hora aproximadamente 250 kilogramos por metro cúbico po;r hora1 todavía más preferiblemente de aproximadamente 35 kilogramos por metro cúbico por hora a aproximadamente 150 kilogramo|s por metro cúbico por hora, y mucho más preferiblemente en ejl intervalo de 40 kilogramos por metro cúbico por hora 1 10¡0 I kilogramos por metro cúbico por hora. I Durante la oxidación en el reactor de columna de burbujeo 20, se prefiere que la relación del gasto de flujo de masa del solvente total (de tanto las corrientes d|e 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 Preferiblemente, la relación del gasto de flujo de masa del solvente introducido en la parte de la corriente de alimentación al gasto de flujo de masa del solvente introducido como parte de la corriente de reflujo es mantenida en el intervalo de aproximadamente 0.5:1 al flujo de corriente no de reflujo cualquiera que sea, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente a aproximadamente 4:1, todavía más preferiblemente en él intervalo de aproximadamente 1:1 a aproximadamente' 2:1, ly mucho más preferiblemente en el intervalo de 1.25:1 a 1.5:1.' Durante la oxidación en fase líquida en el reactor de columna de burbujeo 20 se prefiere que la corriente de oxidante sea introducida en el reactor de columna de burbujeo 20 en una cantidad que proporcione oxígeno molecular excediendo de alguna manera la demanda de oxígeno estoquiométrico . La cantidad del oxígeno molecular de exceso requerida para mejores resultados con un compuesto oxidable particular afecta la economía completa de la oxidación jen fase líquida. Durante la oxidación de fase líquida en el reactor de columna de burbujeo 20, se prefiere que ¡la relación del gasto de flujo de masa de la corriente jde 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 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 i preferiblemente un medio de tres fases que comprende juna fase sólida, una fase liquida, y una fase de gas. Como se 'menciona en lo anterior, la oxidación del compuesto oxidable (por j 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. I La naturaleza exotérmica de la reacción de oxidación ique toma lugar en el reactor de columna de burbujeo 20 causal que una porción del solvente (por ejemplo, ácido acético y agua) i introducida por la vía de las entradas de alimentación 32a,b,c,d hierva/se vaporice. Asi, la fase de gas del medio i 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. S,in embargo, tales estructuras de intercambio de calor pueden ser í indeseables en el reactor inventivo y el proceso desprito en i 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 pór metro cuadrado. La concentración de oxigeno disuelto en la fase ? liquida del medio de reacción 36 es un balance dinámi|co entre la proporción de transferencia de masa de la fase de gas y proporción del consumo de reactivo dentro de la fase; liquida i (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 oxigen?o disuelto y afecta la concentración superior limitante del oxigeno disuelto) . La cantidad del oxigeno disuelto varia localmente, siendo más alto cerca de las interfaces de burbujeo. Globalmente, la cantidad del oxigeno ,disuelto i depende del balance de los factores de suministro y de demanda en regiones diferentes del medio de reacción 3¡5. Temporalmente, la cantidad del oxigeno disuelto depende de la uniformidad de la mezcla de gas y liquido relativa a las proporciones de consumo químico. En el diseño para igualar i apropiadamente el suministro y demanda para el l oxígeno I disuelto en la fase líquida del medio de reacción 36, se I i prefiere que la concentración de oxigeno promediada en tiempo I y promediada en volumen en la fase liquida del medio de j reacción 36 sea mantenida arriba de aproximadamente 1 ppm molar, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 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. . j I La reacción de oxidación en fase líquida llevada a cabo en el reactor de columna de burbujeo 20 es preferiblemente una reacción de precipitación que genera I sólidos. Más preferiblemente, la oxidación en fase líquida ! i llevada a cabo en el reactor de columna de burbujeo 20 causa que por lo menos aproximadamente 10 por ciento en ¡peso del I 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 medlio de reacción 36. Todavía más preferiblemente, la oxidación jen fase líquida causa que por lo menos aproximadamente 50 p r ciento en peso del compuesto oxidable forme un compuesjto I sólido en el medio de reacción 36. Mucho más preferiblemente, la oxidación en fase líquida causa que por lo menos 90 por ciento en peso del compuesto oxidable forme un compuesto sólido en el medio de reacción 36. Se prefiere que !la cantidad total dé sólidos en el medio de reacción 36 sea I mayor que aproximadamente 3 por ciento en peso sobre ¡una base I promediada en tiempo y promediada en volume¡n. Más preferiblemen e, la cantidad total de sólidos en el medio de reacción 36 se mantiene en el intervalo de aproximadamente ¡ 5 a aproximadamente 40 por ciento en peso, todavía más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 10 'a aproximadamente 35 por ciento en peso, y mucho más preferiblemen e en el intervalo de 15 a 30 por ciento en peso. Se prefiere que una porción sustancial de producto je oxidación (por ejemplo, ácido tereftálico) producido en él reactor de columna de burbujeo 20 esté presente en el medio de reacción 36 como sólidos, como es opuesto al resio disuelto en la fase líquida del medio de reacción' 36. ¿a cantidad del producto de oxidación en fase sólida presente én el medio de reacción 36 es preferiblemente por ío menós aproximadamente 25 por ciento en peso del producto de oxidación total (fase sólida y líquida) en el medio de reacción 36, más preferiblemente por lo menos aproximadamente 75 por ciento en peso del producto de oxidación total en él medio de reacción 36, y mucho más preferiblemente en por lo i 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 én el medio de reacción 36 aplican a la operación de estado permanente sustancialmente de la columna de burbujeo 20 durante un periodo sustancialmente continuo de tiempo, no de 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, él liquido libre es removido de la porción de sólidos jmediante la sedimentación o filtración, efectivamente sin pérdida de I los sólidos precipitados y con menos de aproximadamente Í0 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 él reactor de columna 20 puede causar el ensuciamiento (es decir, acumulación de sólidos) sobre la superficie de ciertas estructuras rígidas que hacen contacto con el medio de reacción 36. Así, en una modalidad de la presente invención, se prefiere que el reactor de columna de burbujeo 20 incluya sustancialmente el intercambio de calor no interno, I I I 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 presjentes en la zona de reacción 28, es deseable evitar las estiructuras i internas que tienen superficies externas que incluyen una cantidad significante de área de superficie plana que enfrenta hacia arriba debido a que tales superficies planas que enfrentan hacia arriba serían altamente propensas al i ensuciamiento. Así, si cualquiera de las estructuras ¡internas están presentes en la zona de reacción 28, se prefiere que menos de aproximadamente 20 por ciento del área de superficie externa expuesta enfrentada hacia arriba total de tales estructuras internas sea formada por superficies i sustancia Imen te planas inclinadas menos de aproximadamente 15 grados de la horizontal. Con referencia nuevamente a la FIG. 1, ía j configuración física del reactor de columna de burbujeo ayuda a proporcionar la oxidación optimizada del compuesto oxidable (por ejemplo, para-xileno) con generación de impurezas mínima. Es preferido para la sección de reacción alargada 24 de la coraza de recipiente 22 incluir un cuerpo principal sus tancialmente cilindrico 46 y una cabeza inferior 48. El extremo superior de la zona de reacción 28 se define por un plano horizontal 50 que se extiende a través de la parte superior del cuerpo medio cilindrico 46. Un extremo inferior 52 de la zona de reacción 28 se define! por superficie interna más baja de la cabeza infer'ior 48 Típicamente, el extremo inferior 52 de la zona de reacción 28 se localiza próximo al orificio para la salida, de la suspensión 38. Así, la zona de reacción alargada 28 definida dentro del reactor de columna de burbujeo 20 tiene una longitud máxima "L" medida desde el extremo superior 50 al extremo de fondo 52 de la zona de reacción 29 a lo ljargo del eje de alargamiento del cuerpo principal cilíndricoj 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 cueripo medio cilindrico 46. El diámetro máximo "D"de la zona de .reacción 28 está preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 1 i a aproximadamen e 12 metros, más preferiblementej en el intervalo de aproximadamente 2 a aproximadamente 10 metros, jy 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 cié aproximadamente 6:1 a aproximadamente 30:1. Todavía más preferiblemen e, la zona de reacción 28 tiene una relación L:D en el intervalo de aproximadamente 8:1 a aproximadamente 20:1. Mucho más preferiblemente la zona de reacción 28 tiene una relación L:D en el intervalo de 9:1 a 15:1. Como se discute en lo anterior, la zona de · reacción 28 del reactor de columna de burbujeo 20 recibe el medio de reacción de fases múltiples 36. El medio de reacción ¡36 tiene un extremo de fondo coincidente con el extremo inferijor 52 de la zona de reacción 28 y un extremo superior localizado en la superficie superior 44. La superficie superior 44 del medio i i de reacción 36 se define a lo largo de un plano hórizontal que se corta a través de la zona de reacción 28 en una ubicación donde los contenidos de la zona de reacción 28 transitan desde un estado continuo en fase de gas a un estado continuo de fase líquida. La superficie superior 44 se coloca preferiblemente en la ubicación vertical donde la contención i de gas promediado en tiempo local de un corte horizontal delgado de los contenidos de la zona de reacción 28 es 0.9. j El medio de reacción 36 tiene una altura máxima " H " medida entre sus extremos superior e inferior. Él ancho máximo "W" del medio de reacción 36 es típicamente 'igual al diámetro máximo "D" del cuerpo medio cilindrico 46.' Durante la oxidación en fase líquida en el reactor de columna de burbujeo 20, se prefiere que H se mantenga aproximadamente 60 I I I ' a aproximadamente 120 por ciento de L, más de manera preferible de aproximadamente 80 a aproximadamente ' 110 por ciento de L, y mucho más preferiblemente 85 a 100 po ciento de L. En una modalidad preferida de la presente invención, el medio de reacción 36 tiene una relación de altura a ancho "H:W" mayor que aproximadamente 3:1. Más preferiblemente, el medio de reacción 36 tiene una relación H:W en el intervalo de aproximadamente 7:1 a aproximadamente 25:1. Todavía más i preferiblemente, el medio de reacción 36 tiene una ¡relación I H:W en el intervalo de aproximadamente 8:1 a aproximadamente 20:1. Mucho más preferiblemente, el medio de reacción 36 i tiene una relación H : W en el intervalo de 9:1 a 15:1. En una modalidad de la invención, L=H y D=W de modo que varias dimensiones o relaciones proporcionadas en la presente para L i 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 aljtas, api como algunas otras características discutidas enseguida, i pueden promover gradientes verticales benéficos en las concentraciones del oxígeno molecular y/o el compuesjto oxidable (por ejemplo, para-xileno) en el medio de reacción 36. Contrario al conocimiento convencional, que favorecería un medio de reacción bien mezclado con concentraciones relativamente uniformes por todo, se ha descubierto que formación de etapas vertical del oxigeno y/o las concentraciones de compuesto oxidables facilita una Irelación 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 no reaccionado a través de la salida de gas superior! 40. Sin embargo, si las concentraciones del compuesto oxidable y el ¡ ! oxigeno no reaccionado son bajas por todo el medio de reacción 36, entonces la proporción y/o selectividad de la oxidación se reduce. Asi, se prefiere que las concentí raciones de oxigeno molecular' y/o el compuesto oxidable estén significantemente más altos cerca del fondo . del medio ele reacción 36 que cerca de la parte superior del medio de reacción 36. j Además, las relaciones L:D y H:W altas causan que la presión en el fondo del medio de reacción 36 s'ea I sus ta ncia Imen te más grande que la presión en la parjte superior del medio de reacción 36. Este gradiente dé presijón vertical es un resultado de la altura y densidad del medio ¡de reacción 36. Una ventaja de este gradiente de presi¡ón vertical es que la presión elevada en el fondo del recipiente i dirige más solubilidad de oxigeno y transferencia de' masa que I I 52 de otra manera sería lograble a temperaturas comparables !y presiones de la parte de arriba en los reactores bajps. As., la reacción de oxidación se puede llevar a cabo en temperaturas más bajas que serían requeridas en un recipiente más bajo. Cuando el reactor de columna de burbujeo 20 se utiliza para la oxidación parcial de para-xileno a ácido tereftálico crudo (CTA) , la habilidad para operar a temperaturas de reacción más bajas con las mismas o mejores proporciones de transferencia de masa de oxígeno tiene un ! I número de ventajas. Por ejemplo, la oxidación a temperatura baja del para-xileno reduce la cantidad del solvente; quemajlo 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, sue.ltarae.nLe 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 I 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, m'ás i preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 140 a aproximadamente 180°C, y mucho más preferiblemente en él I I 5j intervalo de 150 a 170°C. La presión de la parte dé 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 ¡ I 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 aproximadamente 3 bars, y mucho más preferiblemente [La diferencia de presión está de a 2 bar. Aunque generalmente se prefiere que la presión de la parte de arriba del medio de reacción 36 sea mantenida en un valor relativamente constante, una modalidad de la presente invención contempla I pulsar la presión de la parte de arriba para facilitar el mezclado mejorado y/o la transferencia de masa en- el : medio jde reacción 36. cuando la presión de la parte de arriba !se i pulsa, se prefiere que las presiones pulsadas varíen entjre aproximadamente 60 a aproximadamente 140 por ciento de ¡la presión de la parte de arriba de estado permanente citada en la presente, más preferiblemente entre aproximadamente 85¡ y aproximadamente 115 por ciento de la presión de la parte !de arriba de estado permanente citado en la presente, y mucho i I más preferiblemente entre 95 y 105 por ciento de la j presión de la parte de arriba de estado permanente citada en la presente . Una ventaja adicional de la relación de L:D alta ele 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 I I flujo volumétrico de la fase de gas del medio de reajeción 36 en una elevación en el reactor dividida por el área iie La ve oc dad superf c al ncrementada proporcionada por la relación L:D alta de la zona de reacción 28 puede promover él mezclado local en incrementa la detención del gas del medio de reacción 36. Las velocidades superficiales promediadas de tiempo del medio de reacción .36 en una altura de un' cuarto, media altura, y/o tres cuartos de altura del medio de reacción 36 son preferiblemente más grandes que aproximadamente 0.3 metros por segundo, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.8 a aproximadamente < 5 metros por segundo, todavía más preferiblemente en él intervalo de aproximadamente 0.9 a aproximadamente 4 metros por segundo, y mucho más preferiblemente en el intervalo de" 1 a 3 metros por segundo. 1 I Con referencia nuevamente a la FIG. 1 , laj sección de desacoplamiento 2 6 del reactor de columna de burbujeo 20 es simplemente una porción ensanchada de la coraza de recipiente 22 localizada inmediatamente arriba de la sección de reacción 24. La sección de desacoplamiento 2 6 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 4 4 del medio de reacción 3 6 y se aproxime a la salida del gas 4 0 . Estja reducción en la velocidad hacia arriba de la fase! de gis 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 I componentes presentes en la fase liquida del medio de reacción 2 6 . La sección de desacoplamiento 2 6 preferiblemente incluye una pared de transición generalmente frustrocónica 54 , una pared lateral una cabeza superior 58 . El extremo inferior angostjo de la j pared de transición 54 se acopla a la parte superior del cuerpo medio cilindrico 4 6 de la sección de reacción 24 . El extremo superior ancho de la pared de transición 54 se acopia al fondo de la pared lateral amplia 56 . Se prefiere que la pared de transición 54 se extienda hacia arriba y hacia abaj;o 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 I 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 i 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 él intervalo de 1.1:1 a 2:1. La cabeza superior 58 se acopla ;a la parte superior de la pared lateral amplia 56. La cabeza i superior 58 es preferiblemente un miembro de cabeza generalmente elíptico que define un orificio centiral que permite al gas escapar de la zona de desacoplamientó 30 por la vía de la salida de gas 40. Alternativamente, la cabeza superior 58 puede ser de cualquier forma, incluyendo cónica. La zona de desacoplamiento 30 tiene una altura máxima "†" 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 i de la zona de desacoplamiento 30 "L:W" está preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 2:1 a aproximadamente 24:1, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 3:1 a aproximadamente 20:1 y mucho más preferiblemente en el intervalo de 4:1 a 16:1. I Con referencia ahora a las FIGS. 1-5, la ubicación I ¡-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 cbnductos de entrada de oxidante 64a, b pueden entrar en el recipiente I en una elevación arriba del miembro de anillo 60 ly luego girar hacia abajo como se muestra en las FIGS. 2 y 3.

Alternati amente, un conducto de entrada de oxidante 64a,¡b i puede entrar al recipiente por debajo del miembro dé anil o 60 o encima alrededor del mismo plano horizontal ¡como él miembro de anillo 60. Cada conducto de entrada de bxidantje 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 I una pluralidad de secciones de tubos rectos, rígidamente acoplados uno al otro para formar un anillo ppligonal tubular. Preferiblemente, el miembro de anillo 60 estU 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 tubó, éste tiene una' configuración generalmente octagonal. Él miembro cruzado 62 está preferiblemente formado ' de urla 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 i 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 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 el intervalo de aproximadamente 0.2 a aproximadamente 2 metros, i y mucho más preferiblemente en el intervalo de 0;25 a il 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 pa^a 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, uijia corriente de líquido se puede continuamente o periódicamente pasar a través del tubo rociador 34 para limpiar cualquiera de los sólidos acumulados. Con referencia nuevamente a las FIGS. 1-4, durante la oxidación en el reactor de columna de burbujeo 20, las corrientes de oxidante se hacen pasar a través de las entradas de oxidante 66a, b y en los conductos de entrada ele oxidante 64a, b, respectivamente. Las corrientes de 'oxidante luego se transportan por la vía de los conductos de entrada I i 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 lós volúmenes internos del miembro de anillo 60 y el miembro cruzado 62. La corriente de oxidante luego se hace pasar hacia afuera del tubo rociador de oxidante 34 y en la zona de reacción 28 por la vía de los orificios de oxidante superior e inferior 68, 70 del miembro de anillo 60 y el miembro cruzado 62. | Las salidas de los orificios de oxidante superiores 68 son lateralmente espaciadas de una a la otra y se colocan en sustancialmente la misma elevación en la zona de reacción 28. 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 áe una 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 fonclo del tubo rociador de oxidante 3 . I En una modalidad de la presente invención, 1 el tubo rociador de oxidante 34 tiene por lo menos aproximadamente 20 orificios de oxidante superiores 68 formados en el milsmo . 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 mismó. 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 J de oxidante inferior 70 formado en el mismo. Mas preferiblemente, el tubo rociador de oxidante 34 tiene en el intervalo de aproximadamente 2 a aproximadamente 40 orificios de oxidante inferiores 70 formados en el mismo. Mucho más preferiblemente el tubo rociador de oxidante 34 tiene el intervalo de 8 a 20 orificios de oxidante inferiores 70 formados en el mismo. La relación del número de orificios de I 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 aproximadamente 25:1, y mucho más preferiblemente en él intervalo de 8:1 a 15:1. Los diámetros de sustancialmente 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 I 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 lie ' I aproximadamente 5 a aproximadamente 60 grados, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 10 i a I aproximadamente 45 grados, y mucho más preferiblemente en él intervalo de 15 a 30 grados. Como para los orificios de oxidante inferiores 70, se prefiere que sustancialmente todos I de los orificios de oxidante inferiores 70 se localicen certpa oxidante inferiores 70. Preferiblemente, los orificios áe oxidante inferiores 70 descargan la corriente de oxidante hacia abajo en un ángulo sustancialmente vertica1!. Para propósitos de esta descripción, un orificio de oxidante I superior puede ser cualquier orificio que descarga una corriente de oxidante en una dirección generalmente hacia arriba (es decir, en un ángulo arriba de lo horizontal), y un orificio de oxidante inferior puede ser cualquier orificio que descargue una corriente de oxidante en una dirección generalmente hacia abajo, (es decir, en un ángulo abajo de la horizontal ) . 1 En muchos reactores de columna de burbujeo convencionales que contienen un medio de reacción de fases i múltiples, sustancialmente todo del medio de reacción localizado abajo del tubo rociador oxidante (u otro njecanismo I ' I para introducir la corriente de oxidante en la zona de reacción) tiene un valor de contención de gas muy bajo. Comó es conocido en la técnica, "contención de gas" es simple la fracción de volumen de un medio de fases múltiples que está en el estado gaseoso. Las zonas de contención de gas. bajo en un medio también se puede referir como zonas "desaireadas". En muchos reactores de columna de burbujeo de suspensión convencionales, una porción significante del volumen total i del medio de reacción se localiza abajo del tubo rociador de oxidante (u otro mecanismo para introducir la corriente de 1 1 i oxidante en la zona de reacción) . Asi, una porción significante del medio de reacción presente en el fondo de los reactores de columna de burbujeo convencionales está no aireada . Se ha descubierto que minimizar la cantidad de ? zonas no aireadas en un medio de reacción sometidas a la oxidación en un reactor de columna de burbujeo puede minimizar la generación de ciertos tipos de impurezas indeseables. Las zonas no aireadas de un medio de ' eacción 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 i 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 i notablemente moléculas coloreadas altamente indeseablés ¡ conocidas como fluorenonas y antraquinonas . 1 ¡ 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 minimi zación de las zonas no aireadas se puede cuantijfxcar al dividir teóricamente el volumen entero del medio de reacción en 2,000 cortes horizontales discretas de volumen uniforme. Con la excepción de las cortes horizontales más altas y más bajas, cada corte horizontal es un volumen discreto unido en sus lados por la 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 cor e horizontal más bajo se une sobre su parte superior por ün 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 j puede determinar. Cuando este método de cuantificación de lia cantidad de las zonas no tratadas se emplea, se prefiere que ' i el número de cortes horizontales tengan una contención de ga's promediado en tiempo y promediado en volumen menor que 0.,1 para ser menor que 30, más preferiblemente menor que 15i, todavía más preferiblemente menor que 6, aun má|S preferiblemente menor que 4, y mucho más preferiblementle menor que 0.2 Se prefiere que el número de cortes horizontales tengan una contención de gas menor que 0.2 pará ser menor que 80, más preferiblemente menor que. 40,j 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 i zona de reacción 28 proporciona varias ventajas, que incluyén i la reducción de la cantidad de las zonas no aireadas en ¿1 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. Mas 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 lja corriente de oxidante se introduce en la zona de reacción 2¡8 dentro de 0.015H, 0.013L, y/o 0.15D del extremo inferior 5,2 de la zona de reacción 28. j En la modalidad ilustrada en la FIG. 2, la distancia vertical "Yi" entre el extremo inferior ¿2 de la zona de reacción 28 y la salida de los orificios de oxidante I superiores 68 del tubo rociador de oxidante 34 es menos que aproximadamente 0.25H, 0.22L, y/o 0.25D, de modo que sustancialmente todo de la corriente de oxidante entra en la zona de reacción 28 dentro de aproximadamente 0.25HÍ, 0.22L, y/o 0.25D del extremo inferior 52 de la zona de reacción 28. Más preferiblemente, Yi es menor que aproximadamente 0.02† , 0.018L, y/o 0.2D. Mucho más preferiblemente, ?? es menor que J 0.015H, 0.013L, y/o 0.15D, pero más que 0.005H, 0.004L, yjo 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 I de la cabeza elíptica 48 de la coraza de recipiente 22. Al ernativamente, 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 línea tangente 72 y la parte superior del tubo rociador de oxidante 34 es preferiblemente por lo menos a aproximadamente 0.0012H, 0.001L, y/o 0.01D; más preferiblemente por lo menojs aproximadamente 0.005H, 0.004L, y/o 0.05D; y mucho má's preferiblemente por lo menos 0.01H, 0.008L, y/o 0.1D. La i distancia vertical "Y3" entre el extremo inferior 5 !2 de lla zona de reacción 28 y la salida de los orificios de oxidanjte inferiores 70 del tubo rociador de oxidante 34 es I preferiblemente menor que aproximadamente 0.0015H,1 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, 0.002L, y/o 0.025D. En una modalidad preferida de la presente invención, los orificios que descargan la corriente dje oxidante y la corriente de alimentación en la zona de reacción se configuran de modo que la cantidad (en peso) del oxidante o la corriente de alimentación descargada desde un orificio son directamente proporcionadas al área abierta del orificio. Asi, por ejemplo, si 50 por ciento del área abierta acumulativa definida por todos localizan dentro de 0.15D del entonces 50 por ciento en peso de la corriente de oxidante i entra en la zona de reacción dentro de 0.15D del fondo de la 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 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 0. |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 20 contribuyen a la contención de gas alta discutida en lo anterior. Por ejemplo, para un tamaño de reactor dadd y flujjo ! i de corriente de oxidante, la relación L:D alta de la zona de i ¡ i I reacción 23 produce un diámetro inferior el cual incrementa la velocidad superficial en el medio de reacción 36 !que a su vez incrementa la contención de gas. Adicionalmente , el diámetro actual de una columna de burbujeo y la relación L:D son conocidas por influenciar la detención del gas promedio aun para una velocidad superficial constante dada. Además, la minimización de las zonas no aireadas, particularmente en él fondo- de la zona de reacción 28, contribuye a un valor ¿le i contención de gas incrementado. Ademas, la presión de la i 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 dé arriba optimizada para obtener la contención de gas incrementada 'y I la transferencia de masa incrementada. Podría apareced que operación con una presión de parte de arriba inferior, que reduce la solubilidad del oxígeno molecular de acuerdo a un efecto de Law Henry, reduciría la proporción de transferencia de masa del oxígeno molecular del gas al líquido. En n 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 un reactor de columna de burbujeo de acuerdo a una mpdalidád í 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 i el medio de reacción 36 y a su vez incrementar la contención de gas y proporción de transferencia de oxígeno molecular. burbujeo conduciend cual reduce las proporciones de circulación internas de la fase líquida y lo cual puede requerir, zonas de desacoplamiento muy grandes, y por otra parte una tendencia ;a más pocas, burbujas muy grandes que dan una contención de gajs inferior y proporción de transferencia de masa más baja de Ta corriente de oxidante a la fase líquida. Concerniente a la fase líquida, su composición, densidad, viscosidad y' tensión de superficie, entre otros factores, son conocidas para interactuar en una manera muy complicada para 'producir resultados muy complicados aun en la ausencia de úna fase sólida. Por ejemplo, los investigadores de laboratorio han encontrado útil calificar si el "agua" es agua potable, agua destilada, o agua desionizada, cuando reportan y evalúan las observaciones para las columnas de burbujeo de agua-'aire aun simples. Para las mezclas complejas en la fase líquida y para la adición de una fase sólida, el grado de complejidad se eleva adicionalmente . Las irregularidades de superficie de las partículas individuales de sólidos, el tamaño promedio ele i sólidos, la distribución de tamaño de partícula, la cantidad de sólidos relativa a la fase líquida, y la habilidad de liquido para humedecer la superficie del sólido entre otras cosas, todas son importantes en su interacción con la fase líquida y la corriente de oxidante en establecer! que el comportamiento del burbujeo y los patrones de flujo de convención natural resultarán. Así, la habilidad del reactor de columna cié 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 apropiap!a : í de: (1) la composición de la fase líquida del medio de reacción; (2) la cantidad y tipo de los sólidos precipitados, I ambos de los cuales se pueden ajusfar mediante condiciones de reacción; (3) la cantidad de la corriente de ¡oxidante alimentada al reactor; (4) la presión de la parte de arriba que afecta el flujo volumétrico de la corriente de oxidante, la estabilidad de las burbujas, y, por la vía del balance de energía, la temperatura de reacción; (5) la temperatura de reacción por sí misma, que afecta las propiedades del fluido, las propiedades de los sólidos precipitados, y el volumen específico de la corriente de oxidante; y (6) los detalles !de i geometría y mecánica de recipiente de reacción, incluyendo la i relación L : D . Con referencia nuevamente a la FIG. li se !ha descubierto que la distribución mejorada del compues'to oxidable (por ejemplo, para-xileno) en el medio de reacción 36 se puede proporcionar al introducir una corriente ide alimentación en fase líquida en la zona de reacción 28 -en ubicaciones verticalmente espaciadas múltiples.

Preferiblemente, la corriente de alimentación en fase líquida se introduce en la zona de reacción 28 por la vía de por :lo menos 3 orificios de alimentación, más preferiblemente por ,1o i I! menos 4 orificios de alimentación. Como se utiliza en ¡la i presente, el término "orificios de alimentación" indicará los orificios donde la corriente de alimentación en fase líquida se descarga en la zona de reacción 28 para mezclarse con (el ! i medio de reacción 36. Se prefiere que por lo menos dos de los I ? I orificios de alimentación estén especiadas verticalmente de una a la otra por al menos aproximadamente 0.5D, más preferiblemente por lo menos aproximadamente 1.5D, y mucho i más preferiblemente por lo menos 3D. Sin embargo, se ¡prefiere que el orificio de alimentación más alto sea espaciado verticalmente del orificio de oxidante más bajo pero no más de aproximadamente 0.75H, 0.65L y/o 8D; más preferiblemente no más que aproximadamente 0.5H, 0.4L y/o 5D; y nrtucho mas I preferiblemen e no más que 0.4H, 0.35L y/o 4D. j Aunque es deseable introducir la corriente de alimentación en fase liquida en ubicaciones vértical'es i múltiples, también se ha descubierto que la distribucilón mejorada en el compuesto oxidable en el medio de reacción ¡36 se proporciona si la mayoría de la corriente de alimentaci'ón en fase líquida se introduce en la mitad del fondo en 'el medio de reacción 36 y/o la zona de reacción 2:8. i ! Preferiblemen e, por lo menos aproximadamente 75 por ciento en peso de la corriente de alimentación en la fase líquida jse i introduce en la mitad del fondo del medio de reacción 36 yi/o la zona de reacción 28. Mucho más preferiblemente por jlo menos 90 por ciento en peso de la corriente de alimentación i en fase líquida se introduce en la mitad del fondo del med|io de reacción 36 y/o la zona de reacción 28. Además, se prefiere que lo menos 30 por ciento en peso de la corriehte de alimentación en fase líquida se introduzca en la zona ;de i reacción 28 dentro de aproximadamente 1.5D de la libicacijón vertical más baja donde la corriente de oxidante se introdube en la zona de reacción 28. Esta ubicación vertical ,más baja donde la corriente de oxidante se introduce en la zona Le 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 jla zona de reacción 28 se contemplan por una modalidad de !la presente invención. Preferiblemente, por lo| menbs aproximadamente 50 por ciento en peso de la. alimentación jsn fase líquida se introduce dentro de aproximadamente 2.5D ele I la ubicación vertical más baja donde la corriente de i oxidante se introduce en la zona de reacción 28. Preferiblemente, por lo menos aproximadamente 75% en peso de la corriente de I alimentación en fase líquida se introduce dentro de aproximadamente 5D de la ubicación vertical más baja donde la corriente oxidante- se introduce en la zona de reacción 28. j Cada orificio de alimentación define un área abierta a través de la cual la alimentación se descarga. Se prefiere por lo menos aproximadamente 30 por ciento del árjea ' I abierta acumulativa de todas las entradas de alimentación se ¦ localicen dentro de aproximadamente .1.5D de la ubicación vertical más baja donde la corriente de oxidante se introduce en la zona de reacción 28. Preferiblemente, por lo menos aproximadamente 50 por ciento del área abierta acumulativa Be i todas las entradas de alimentación se localizan dentro de aproximadamente 2.5D de la ubicación vertical más baja donde la corriente de oxidante se introduce en la zona de 'reacción 28. Preferiblemente, por lo menos aproximadamente 75 por ciento del área abierta acumulativa de todas las entradas de alimentación se localizan dentro de aproximadamente 5D de la ubicación vertical más baja donde la corriente de oxidante se introduce en la zona de reacción 28. Con referencia nuevamente a la FIG. 1,¡ en una modalidad de la presente invención, las entradas de. alimentación 32a, b, c, d son simplemente una serie jde i orificios vertica lmente alineados a lo largo del lado' de ¡la I coraza de recipiente 22. Estos orificios de alimentación preferiblemente tienen diámetros sustancialmente similares de t 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 controller el gasto de flujo de la corriente de alimentación en fajse i líquida fuera de cada orificio de alimentación. Tal sistema de control de flujo preferiblemente incluye una válvula |de control de flujo individual 74a, b, c, d para cada entrada de alimentación respectiva 32a, b, c, d. Además, se prefiere qiue el reactor de columna de burbujeo 20 sea equipado con ¡un sistema de control de flujo que permite por lo porción de la corriente de .alimentación en fase l introducida en la zona de reacción 28 en una superficial de entrada elevada de por lo menos aproximadamente 2 metros por segundo, más preferiblemente por lo menos aproximadamente 5 metros por segundo, todavía mas preferiblemente por lo menos aproximadamente 6 metros por segundo, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 8 j a 20 metros por segundo. Como se utiliza en la presente, el i término "velocidad superficial de entrada" indica el Igasto de j flujo volumétrico promediado en tiempo de la corriente de i alimentación fuera del orificio de alimentación divi!dido 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 i preferiblemente, de manera sustancial toda la corriente de i alimentación se introduce en la zona de reacción 2 18 a unIa I velocidad superficial de entrada elevada. Con referencia ahora a las FIGS. 6-7, un sistema i j alternativo para introducir la corriente de alimentación en fase líquida en la zona de reacción 28 es ilustrado.' En esla I modalidad, la corriente de alimentación se introduce en la zona de reacción 28 en cuatro elevaciones elevación está equipada con un sistema de alimentación respectivo 76a, b, c, d . Cada sistema cié distribución de alimentación 76 incluye un de alimentación medio 78 y un múltiple 80. Cada múltiple 80 se proporciona con por lo menos 2 salidas 82, 84 acopladas a los conductos de inserción respectivos 86, 88, que se extienden en la zona de reacción 28 de la coraza de recipiente 22. Cada conducto de inserción, 86, 88 presenta un orificio de alimentación respectiva, 87, 89 para descargar la corriente de alimentación en la zona de reacción 28. Los orificios de sistemas de distribución de alimentación adyacentes 176 sean orientados a 90° de rotación relativos uno al otro. En la operación, la corriente de alimentación en fase líquida se carga al conducto de alimentación medio 78 y subsecuentemente entra al múltiple 80. El múltiple 80 distribuye la corriente de alimentación uniformemente para la introducción simultánea sobre los lados opuestos del reactor 20 por la viá de los orificios de alimentación 87, 89. I i i 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 I tubos de bayoneta, 90, 92 se proyectan en la zona de reacción i 28 e incluyen una pluralidad de orificios de alimentación pequeños 94, 96 para descargar la alimentación en fase I j liquida en la zona de reacción 28. Se prefiere que los orificios de alimentación pequeños 94, 96 de los tubos cke bayoneta 90, 92 tengan sustancia lmente los mismos diámetros de menor que aproximadamente 50 milímetros, mas de manera preferible de aproximadamente 2 a aproximadamente 25 milímetros y mucho más preferiblemente 4 a 15 milímetros. Las FIGS. 9-11 ilustran un sistema de distribución i de alimentación alternativo 100. El sistema de distribución I { de alimentación 100 introduce la corriente de alimentiación ¿n fase líquida a una pluralidad de ubicaciones verticalmente i 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 ¿le alimentación 100 generalmente incluye un conducto de' entracka solo 102, un cabezal 104 una pluralidad de tubos de i distribución rectos 106, un mecanismo de soporte lateral 108, y un mecanismo de soporte vertical 110. El conducto de entrada 102 penetra la pared lateral del cuerpo medio 46 de la coraza de recipiente 22. El conducto de entrada 102 se acopla fluidamente al cabezal 104. El cabezal 104 distribuye la corriente de alimentación recibida del conducto de entrada 102 uniformemente entre los. tubos de distribución rectos 106.

Cada Lubo de distribución 106 orificios de alimentación vertica c, d para descargar la corriente de reacción 28. El mecanismo de so a cada tubo de distribución 10 lateral relativo de los tubos mecanismo de soporte vertical 110 preferiblemente sé acopla al mecanismo de soporte lateral 108 y a la parte superior del I tubo rociador de oxidante 34. El mecanismo de soporte vertical 110 sus tancia lmente inhibe el movimiento vertical de los tubos de distribución 106 en la zona de reacción 28. Se i prefiere que los orificios de alimentación 112 tengan sust ncialmente los mismos diámetros que menor que aproximadamente 50 milímetros, más de manera preferíblle 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-l!l i I 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 dentro de 45 grados de vertical. En una modalidad de ía presente invención, la corriente de alimentación que contiene el compuesto oxidable (por ejemplo, para-xileno) se introduce en la zona de reacción por la vía de una pluralidad ¿le ¡ i orificios de alimentación azimutalmente espaciados. Estos i orificios de alimentación azimutalmente espaciados puedén ayudar a prevenir a las regiones de las concentraciones †e compuesto oxidable excesivamente altas y excesivamente bajas i 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, a1 fin de en cuatro cuadrantes azimutales rectos "Qi, Q2, Q3, Q4" de volumen aproximadamen e igual. Estos cuadrantes azimutales "Qi , Q2 Q3 Q4 " se definen por un par de planos verticales perpendiculares de inserción imaginaria "??,??" c¡ue se extienden más allá de la dimensión vertical rríáxima j y dimensión radial máxima del medio de reacción. Cuando el medio de reacción está contenido en un recipiente ciJindrico, la linea de inserción de los plano's verticales de inserción imaginarios, Pi, ? serán aproximadamente coincidente's con linea central vertical del cilindro, y cada cuadrante azimutal Qi,Cj2/ h,Q serán un volumen vertical generalmente en forma de cuña que tienen una altura igual a la altura del medio de reacción. Se prefiere que una porció compuesto oxidable se cargue en el medio de via de los orificios de alimentación locali 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 i ! través de los orificios de alimentación que se, pueden localizar en un cuadrante azimutal solo. Más preferiblemente, 1 1 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 posibl!e máxima del compuesto oxidable está siendo descargado en uno de los cuadrantes azimutales. Por ejemplo, si la corriente de alimentación completa se descarga en el medio de reacción por la vía de dos orificios de alimentación que están azimutalmente espaciados, del ·??? al otro por 89 grados, para propósitos de determinar la distribución azimutal en cuatro cuadrantes azimutales, 100 por ciento en peso de la corriente cuadrante azimutal solo. Además de las ventajas asociadas con el espaciamien o azimutal apropiado de los orificios de alimentación, también se ha descubierto que el espaciamienio radial apropiado de los orificios de alimentación en ?? reactor de columna de burbujeo también puede ser importante. Se prefiere que una porción sustancial del compuesto i oxidab le introducido en el medio de reacción sea descargado por la vía de orificios de alimentación que estén 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 I ! alimentación" radial preferida que está espaciada hacia I dentro de las paredes laterales rectas que definen la zona tie reacción. " ¡ | Con referencia nuevamente a la FIG. 7, la zona de alimentación radial preferida "FZ" puede tomar la forma de un cilindro recto teórico centrado en la zona de reacción 28 y que tiene un diámetro externo (Do) de 0.9D, donde "D" es el diámetro de la zona de reacción 28. Asi, un anillo, externo "OA" que tiene un grueso de 0.05D se define entre la zona de alimentación radial preferida FZ y el interior de la pared lateral que define la zona de reacción 28. Se prefiere que poco o nada del compuesto oxidable sea introducido en la zoha i de reacción 28 por la via de los orificios de alimentación localizados en este anillo externo OA. En otra modalidad, se prefiere que poco o nada del compuesto oxidable sea introducido en el centro de la zona de reacción 28. Asi, como se ilustra en la FIG. 8, la, zona de í alimentación radial preferida FZ puede tomar la forma de un anillo recto teórico centrado en la zona de reacción1 28, que tiene un diámetro externo Do de 0.9D, y que tiene un'diámetjro interno Di de 0.2D. Asi, en esta modalidad, un cilindro i interno que tiene un diámetro de 0.2D se "corta" del centro de la zona de alimentación radial preferida FZ . Se prefiere que poco o nada del compuesto oxidable sea introducido en la zona de reacción 28 por la vía de los orificios de la alimentación localizado en este cilindro interno IC. ' En una modalidad preferida de la presente invención, una porción sustancial del compuesto oxidable se introduce en el medio de reacción 36 por la vía! de los orificios de alimentación localizados en la zona de alimentación radial preferida, sin considerar si la zona de alimentación radial preferida tiene la forma cilindrica ¦ o anular descrita en lo anterior. Más preferiblemente, en p r lo menos aproximadamente 25 por ciento del compuesto oxidable i ase descarga en el medio de reacción 36 por la vía de los orificios de alimentación localizados en la zona de I alimentación radial preferida. Todavía más preferiblemente, por lo menos aproximadamente 50% en peso del compuesto oxidable se descarga en el medio de reacción 36 por la vía de los orificios de alimentación localizados en la zona de i alimentación radial preferida. Mucho más preferiblemente, pór I I lo menos 75 por ciento en peso del compuesto oxidable se descarga en el medio de reacción 36 por la vía de los orificios de alimentación localizados en la zona de alimentación radial preferida. Aunque los cuadrantes azimutales teóricos y la zoiha de alimentación radial preferida teórica en las FIGS. 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 la distribución azimutal y radial de la corriente de alimentación en fase liquida, proporcionada en lo anterio , 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'o rociador de oxidante alternativo 200 se ilustra como generalmente que comprende un miembro de anillo 202 y un par de conductos de entrada de oxidante 204, 206. El tubo rociador de oxidante 200 de las FIGS. 13-15 es similar al tubo rociador de oxidante 34 de las FIGS. 1-11 con las siguientes tres diferencias primarias: (1) el' tubo rociador oxidante 200 no incluye un miembro cruzado diagonal; (2) lia porción superior del miembro de anillo 202 no tiene orificids para descargar el oxidante en una dirección hacia ajrriba; y (3) el tubo rociador de oxidante 2002 tiene mucho mas orificios en la porción inferior del miembro de anillo 202 Como quizás mejor se ilustra en las FIGS. 14 y 15, la porción de fondo del anillo de tubo rociador de .oxidante 202 presenta una pluralidad de orificios de oxidante 208. Los orificios de oxidante 208 son preferiblemente configurados tal que por lo menos aproximadamente 1 por ciento del área abierta total definida por los orificios de oxidante 208 se localiza abajo de la linea central 210 (FIG. 15) del¡ miembro de anillo 202, donde la linea central 210 se localiza en la 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 3b grados de vertical todavía más preferiblemente, por lo menos aproximadamente 20 por ciento del área abierta total definida por todos lo orificios de oxidante 208 se localiza abajo de la línea central 210, con por lo menos aproximadament|e 10 por ciento del área abierta total que se define por los orificios 208 que descargan la corriente de oxidante en una dirección i generalmente hacia abajo dentro de 30 grados del vertical 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 po'r 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. 1 Como se ilustra en las FIGS. 14 y 15, los orificios de oxidante 208 incluyen los orificios hacia abajo 2Q8a y lós orificios oblicuos 208b. Los orificios hacia abajo I 208a se ¡ i configuran para descargar la corriente de ¡oxidante generalmente hacia abajo en un ángulo dentro de aproximadamente 30 grados de vertical, más preferiblemente dentro de aproximadamente 15 grados de vertical, y mucho mas 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 aproximadamente 75 grados del vertical, más preferiblemente el ángulo A está en el intervalo de aproximadamen It.e 30 a aproximadamente 60 grados del vertical, y mucho més 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 20¡8 está preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 2 a aproximadamente 300 milímetros, más preferiblementje en él 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 ljos criterios de caída de presión Preferiblemente, el numero total formados en el miembro de an aproximadamente 10, más preferiblemente el número total de orificios oxidante 208 está en el intervalo ele aproximadamente 20 a aproximadamente 200, y mucho mas i · preferiblemente el número total de orificios de oxidante 2(38 está en el intervalo de 40 a 100. ' Aunque las FIGS. 12-15 ilustran una configuraci n muy específica para el tubo rociador de oxidante 200, ahora se menciona que una variedad de configuraciones j de tubo rociador de oxidante se puede emplear para lograr las ventajas descritas en la presente. Por ejemplo, el tubo rociador de oxidante no necesita necesariamente tener la configuración , de miembro de anillo octagonal ilustrado en 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 ; i espaciados para descargar la corriente de oxida'nte. ¿1 tamaño, número, y dirección de descarga de los orificios ¿Je oxidante en el conducto de flujo están preferiblementje dentro de los intervalos establecidos en lo anterior. Además, el tubo rociador de oxidante preferiblemente se configura paira proporcionar la distribución azimutal y radial del oxigeriio 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 ra nea que minimice la caída de presión asociada con la descarga de la corriente de oxidante afuera del conducto (s) de flujo, ta I i través de los orificios de oxidante, y en la ,zona de reacción. Tal caída de presión se calcula como la presión estática promediada en tiempo de la corriente de oxidantie 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 I introduce arriba de la ubicación vertical y una mitad de la I corriente de oxidante se introduce abajo de la ubicación vertical. En una modalidad preferida de la presente invención, la caída de presión promediada en tiempo asociada con la descarga de la corriente de oxidante del tubo rociador de oxidante es menor que aproximadamente 0.3 megapascal (MPa), más preferiblemente menos que aproximadamente ¡0.2 MPa, i 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 cdlumna de burbujeo descritas en la presente, la presión de la corriente de oxidante dentro del conducto (s) de flujo del tubo 'rociador de oxidante está preferiblemente en el intervalo <ke aproximadamente 0.35 a aproximadamente 1 MPa, más ! i preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.45 ¡a aproximadamente 0.85 MPa, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 0.5 a 0.7 MPa. ¡ { I Como es aludido en lo anterior con referencia a la i ! , ¡ configuración del tubo rociador de oxidante ilustrado en las FIGS. 2-5, puede ser deseable lavar continuamente jo periódicamente el tubo rociador de oxidante con un líquido (por ejemplo, ácido acético, agua, y/o para-xileho) paira 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 (ep 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 período de más de un minuto cada día. Cuando un líquido se descarga continuamente o periódicamente del tubo rociador de oxidante, I se prefiere que la relación del gasto de flujo de ¡masa del I líquido a través del tubo rociador de oxidante al gasto de flujo de masa del oxígeno molecular a través del tubo ; i rociador de oxidante esté en el intervalo de aproxii†iadamen|te ! I 0.05:1 a aproximadamente 30:1, o en el intervalo pe 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 l a través del tubo rociador de oxidante. En tal configuració'n , se prefiere que el compuesto oxidable y el oxígeno molecullar sean descargados del tubo rociador de oxidante a través de los mismos orificios en el tubo rociador de oxidante l Como se menciona en lo anterior, el compuesto oxidable es típicamente un líquido en STP. Por lo tanto, en esta .modalidad, dna corriente de dos fases se puede descargar desde el tu'bo i rociador de oxidante, con la fase liquida que comprende l compuesto oxidable y la fase de gas que comprende el* oxigeno molecular. Se debe reconocer, sin embargo, que por lo menós una porción del compuesto oxidable puede estar en un estado gaseoso cuando se descarga desde el tubo rociador de oxidante. En una modalidad, la fase liquida descargada djel tubo rociador de oxidante está formada predominantemente djel compuesto oxidable. En otra modalidad, la fase , líquicla , i descargada del tubo rociador de oxidantej 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 qiento e n i peso para todo el compuesto oxidable introducido en1 la zona de reacción sea introducido por la vía del tubo rociador be ! I oxidante, más preferiblemente por lo menos aproximadamente 40 por ciento en peso del compuesto oxidable se introduce en ¡la I zona de reacción por la vía del tubo rociador de oxidante,! y l i mucho más preferiblemente por lo menos 80 por ciento en peiso I i del compuesto oxidable se introduce en, la zona de 'reacción por la vía del tubo rociador oxidante. Cuando todoj o parte del compuesto oxidable es introduce en la zona de I reacción por la vía del tubo rociador oxidante, se prefiere que por lo menos aproximadamente 10 por ciento en peso de todo el oxígeno molecular introducido en la zona de reacción se ha introducido por la vía del mismo tubo rociador de oxidante, más preferiblemente por lo menos aproximadamente: 40 por ciento en peso del compuesto oxidable se introduce eri la zona de reacción por la vía del mismo tubo rociador de oxidante, y mucho más preferiblemente por lo menos 80 por ciento^ en peso del compuesto oxidable se introduce en la zona de Leacción I por la vía del mismo tubo rociador de oxidante. Cu!ando una porción significante del compuesto oxidable se introduce en la zona de reacción por la vía del tubo rociador de oxidante, se prefiere que uno o más dispositivos de detección de temperatura (por ejemplo, termopares) sean colocados en el tubo rociador de oxidante. Estos sensores de temperatura se i I pueden emplear para ayudar asegurarse que la temperatura en el tubo rociador de oxidante no llegue a ser peligrosamente alta. : Con referencia ahora a las FIGS. 16-18, el; reactor de columna de burbujeo 20 se ilustra como que incluye un recipiente de desaireación interna 300 colocado en el fonclo de la zona de reacción 28 cerca de la salida de suspensión I 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 tíe fases múltiples. Cuando el medio de reacción 36 es altamente aireado (>0.3 de. contención de gas), la formación de impurezas altamente formación el medio contención promueven y se incrementan y las impurezas se generan. l recipiente de desaireación 300 dirige estos y otros problemas al minimizar el volumen del medio de reacción 36 en un estado parcialmente aireado, y al minimizar el tiempo que toma para desairear el medio de reacción 36. Una suspensión sustancialmente desaireada se produce desde el fondo del recipiente de desaireación 300 si sale del reactor 20 por la vía de la salida de suspensión 38. La suspensión sustancialmente desaireada preferiblemente contiene menos que aproximadamente 5 por ciento en volumen de fase de gas, más preferiblemente menos que aproximadamente 2 por ciento en volumen de fase de gas, y mucho más preferiblemente menos que 1 por ciento en volumen de fase de gas.

En la F'IG. 16, el reactor de columna de burbujeo 20 se ilustra como que incluye un controlador de nivel 302 y una válvula de control de flujo 304. El controlador de nivel 302 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 él nivel de presión diferencial o al detectar el nivel nuclear) la elevación de la superficie superior 44 del medio ¿le reacción 36 y generar una señal de control 306 responsiva 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 (Fmax) cuando la elevación del medio de reacción 36 es muy alta y un gasto de flujo volumétrico de suspensión mínima (Fmax) cuando la elevación del medio de reacción 36 es muy baja. ¡ i A fin de remover el producto de oxidación de fase sólida de la zona de reacción 28, una porción primero se de e 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 » ? líquido y sólido del medio de reacción 36 como el ¡flujo de líquido y sólidos hacia abajo hacia la salida de suspensión 38. La elevación de la fase de gas fuera de las fases líquidas y sólidas es causada por la flotación hacia arriba natural de la fase de gas en las fases líquidas y sólidas. Cuando el recipiente de desaireación 300 se emplea, la del vertical, más preferiblemente dentro de aproxirriadamenie 10 grados de vertical. Mucho más preferiblemente, la pared lateral 308 es sustancialmente vertical. La zona de desaireación 312 se separa de la zona de reacción 28 y tiene altura "h" y un diámetro "d" . Un extremo superior 310 de la pared lateral 308 se abre para recibir el medio de 'reacción desde la zona de reacción 28 en el volumen interno 312. El extremo inferior de la pared lateral 308 se acopla fluidamente a la salida de suspensión 38 por la vía de una transición 314. En ciertos casos, tal como cuando el orificio de la salida de suspensión 38 es grande o cuando el diámetro I "d" de la pared lateral 308 es pequeña, la sección <ke 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 col cado 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 fase de gas de las fases de sólido y liquido en el recipiente de desaireación 300, la altura "h" y el área de' sección transversal horizontal de la zona de desaireación interna 31 I 2 se seleccionan cuidadosamente. La altura "h" y el área de I i sección transversal horizontal de la zona de desaireación i 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 Fmax) , sustancialmente todo del volumen de i burbujas de gas se puede elevar fuera de las fases dé sólido y liquido antes de que las burbujas de gas alcancen la salida de fondo del recipiente de desaireación 300. Asi, se prefiere 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 desaireacióln 312 sea sustancialmente menor que la velocidad de elevacióh natural (Vu) de las burbujas de fase de gas a fases líquida y sólida. La velocidad hacia (Vdmax) de las fases líquida y sólida a través desaireación 312 ocurre en el gasto de flujo volumé rico de suspensión máximo (Fmax) discutido en lo anterior. La velocidad de elevación natural (Vu) de las burbujas de gas a través de las fases líquida y sólida varía dependiendo del tamaño de las burbujas; sin embargo, la velocidad ele I elevación natural (VU0.5) de las burbujas de gas de diámetro i de 0.5 centímetros a través de las fases líquida y solida se i I pueden utilizar como un valor de corte debido! a que sustancialmente todo del volumen de burbujas inicialmente en el medio de reacción 36 serán más grandes que O.'s centímetros. Preferiblemente, el área de sección transversál de a zona de desaireación 312 es tal que la Vdmax es menor que aproximadamente 75 por ciento de VU0.5 más preferiblemernte Vdm¿x es menor que aproximadamente 40 por ciento de VUQ.5, mucho má,s preferiblemente la VDmax es menor que 20 por ciento de yuo 5. I La velocidad hacia abajo de las fases líquida jy sólida en la zona de desaireación 312 del recipiente dé desaireación 300 se calcula como el gasto de flujo volumétrico de la suspensión desaireada a través de la salida de la suspensión 38 dividida por el área de sección transversal mínima de la zona de desaireación 312. la velocidad hacia abajo de las fases líquida y sólida en la zona de desaireación 312 del recipiente de desaireación · 300 es preferiblemente menor que aproximadamente 50 centímetros por segundo, más preferiblemente menor que aproximadamente 30 centímetros por segundo, y mucho más preferiblemente menpr que 10 centímetros por segundo. Ahora se nota que aunque la pared lateral vertical 308 del recipiente de desaireación 300 se ilustra como que tiene una configuración cilindrica, la pared lateral 308 podría comprender una pluralidad de paredes laterales que forman una variedad de configuraciones (por ejempljo, triangular, cuadrada, u oval), mientras que lasj paredjes definen un volumen interno que tiene un volumen apropiadlo, I área de sección transversal, ancho "d" y altura "h". En u¡na 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, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.51 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 desáireación 312. Preferiblemente, el área de sección transversal ! horizontal máxima en la zona de desaireación 312 es menos qiue 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 f 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 A 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 0.051 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 pref riblemente 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 esté en el intervalo de aproximadamente 0.¡01 a aproximadamen e 2 por ciento del volumen total del medio ¡de reacción 36 o la zona de reacción 28. Mucho más I preferiblemente, el volumen de la zona de desaireación 312 está en el intervalo de 0.05 a aproximadamente 1 por ciento del volumen total del medio de reacción 36 o la zona de reacción 28. El volumen de la zona de desaireación 312 es preferiblemente menor que aproximadamente 2 metros cúbicos, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.01 a aproximadamente 1 metro cúbico, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 0.05 a 0.5 metros cúbicos. Volviendo ahora a la FIG. 19, el reactor dé column I a de burbujeo 20 se ilustran ya que incluye un recipiente e desaireación externo 400. En esta configuración, el medio de reacción aireado 36 se retira de la zona de reacción 28 por la vía de un orificio elevado en el lado de la coraza de recipiente 22. El medio aireado retirado se transporta a un recipiente de desaireación externo 400 por la vía de un 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 vía dfel conducto 404 , mientras que la suspensión sustancialmen|te desaireada sale del recipiente de desaireación 400 por la v!ia 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 I 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 utilmente medios de aislamiento de flujo, tales como válvulas. Cuando el medio de reacción 36 se retiira del ¡ i reactor 20 por la vía de una salida elevada, como sé muestra en la FIG. 19, se prefiere que el reactor de columna ele i burbujeo 20 esté equipado con una salida inferior 4l08 cerca I del fondo 53 de la zona de reacción 28. La salida linferior 408 y el conducto inferior 410, acoplados en el mjismo, pe pueden utilizar para la desinventariación (es decir,| vaciado I del reactor 20 durante la suspensiones. Preferiblemejnte, u:ia 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 cié reacción 36, y mucho más preferiblemente en el punto ;más bajo de la zona de reacción 28. ¡ I ! Con el retiro de la suspensión elevada y eí sistema I de desai reac.ión mostrado en la FIG. 19, el conducto inferior 410 y la salida 408 no se utilizan para retirar la suspensión j de la zona de reacción 28 durante la oxidación. Es iconocido en la técnica que los sólidos tienden a asentarse por fuerzas de gravedad en porciones no aireadas y de otra manera no agitadas de la suspensión, incluyendo en los conductos de flujo estancados. Además, los sólidos asentados (por ejemplo ácido tereftálico) pueden tender a solidificarse eni grandes ! . .1. aglomerados a continuar la precipitación y/o reorganización cristalina. Asi, a fin de evitar el taponamiento del Iconducto 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 vía del orificio interior ¡408. Aun cuando la válvula 412 está completamente o parcialmente abierta, únicamente una fracción de la suspensión desairaba fluya a través del conducto inferior 410 y regresa a la zona de reacción 28. La fracción restante de la suspensión desaireada no se utiliza para lavar el conducto inferior 410 se lleva por la vía del- conducto 414 lejos del reactor 20 I para el procesamiento purificación) . Durante la de burbujeo 20 sobre 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 i recipiente de desaireación 400, más preferiblemente menor qhe aproximadamente 20 por ciento en peso, y mucho más preferiblemen e menor que 5 por ciento en peso. Además, se prefiere que durante una duración sustancial de tiempo el i gasto de flujo de masa promedio de la suspensión désaireada utilizada para inundar el conducto inferior 410 sea menor que aproximadamente 4 veces el flujo de masa promedio del compuesto oxidable en la zona de reacción 28, más preferiblemente menor que aproximadamente 2 veces el ¡gasto de flujo de flujo de masa promedio del compuesto oxidable en la zona de reacción 28, todavía más preferiblemente menor que el gasto de flujo de masa promedio del compuesto oxidable en la zona de reacción 28, y mucho más preferiblemente menor que 0.5 veces el gasto de flujo de masa promedio del compuesto oxidable en la zona de reacción 28. I Con referencia nuevamente a la F1G. 19, él recipiente de desaireación 400 incluye una pared lateral medio de reacción aireado entra al recipiente de desáireación 400 y al fondo de la pared lateral 416. La altura "h" , .el diámetro "d", área, y el volumen de la zona de desaireación 418 es de manera preferible sustancialmente la misma como jes i descrito en lo anterior con referencia a la zona de desaireación 312 del recipiente de desaireación 300 ilustrado ¡ en las F1GS. 16.18. Además, el recipiente de desáireación 4¡00 incluye una sección superior 420 formada por la extensión 'de la pared lateral 416 arriba de la zona de desaireación 4 ?'d . 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 vía del conducto 404. Ahora se nota que aunque el conducto 404 se ilustre conforme regrese a la fase de gas desacoplada a la zona de desacoplamiento del reactor 20, el conducto 404 podrjia alternativamente ser acoplado a la coraza de recipiente 22 en cualquier elevación al conducto de salida 402. Opcionalmenté, el conducto 404 podría ser acoplada al conducto de gas 40 de modo que la fase de gas desacoplada del r de desaireación 400 se combina con la corriente de la parte de arriba en el conducto 40 y se envía dorriente 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 con'ducto cié i codo 504 se muestra ya que se conecta ortogonalmente a la pared lateral de la coraza de recipiente 22 ya que comprende i una cuerva suave a través de un ángulo de aproximadamente 90 grados. Esto es meramente una configuración conveniente ; y él conducto de codo 504 puede ser de otra manera en cualquier aspecto, proporcionado que se conecta útilmente al re'actor de columna de burbujeo 20 con el recipiente de desalireación 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 cié 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 isale del recipiente de desaireación 500 por la vía del condubto 506. El recipiente de desaireación 500 incluye una paredi lateral preferiblemente cilindrica, sustancialmente vertical ¡ 508 que define una zona de desaireación 510. La zona de desajireación 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" él 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 3 li2 del recipiente de desaireación 300 ilustrado en las FÍGS. 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 zonja de reacción 28 se retira de la zona de reacción 28 por la vía de una salida elevada. El retiro del medio de aireado 36 de una ubicación elevada arriba del reactor de columna de burbujeo 20 puede ayudar a acumulación y estancamiento del medio de reacción y pobremente aireado 36 en el fondo 52 de la zona de reacción 28. De acuerdo a otros aspectos de la presente invención, las concentraciones de oxigeno y el compuesto oxidab.le, por ; i ejemplo para-xileno en el medio de reacción 36 cerca de la parte superior del medio de reacción 36 son preferiblemente más bajos que cerca del fondo. Asi, el retiro del medio de reacción 36 en una ubicación elevada puede incrementar el rendimiento al disminuir la cantidad de los reacdivos 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 i burbujeo 20 es operado con la STR alta y los gradientes de l!a composición química como se divulga en la presente. Baj¡o tales condiciones, la temperatura del medio de readción 3|6 típicamente tendrá mínima local cera del extremo inferior y ! i el extremo superior de la zona de reacción 28. Cerca del extremo inferior, la mínima se relaciona a la evaporación del i solvente cerca de donde o todo de parte del oxidante es admitido. Cerca del extremo superior, la mínima es nuevamente debido a la evaporación de solvente, aunque aquí debido a lá declinación de la presión dentro del medio de reacción! Además, otra mínima local puede ocurrir entre los Extremos superior e inferior donde quiera que la alimentación adicional u oxidante sea admitida al medio de reacci'ón. Así, existe una o más temperatura máxima, conducida por le calor exotérmico de las reacciones de oxidación entre el extremo inferior y el extremo superior de la zona de reacción 28. Él retiro de medio de reacción 36 en una ubicación elevada de temperatura alta puede ser particularmente ventajoso con el procesamiento corriente abajo que ocurre a altas temperaturas, debido a que los costos de energía a!sociados con el calentamiento del medio retirado para el procesamiento corriente abajo son reducidos. Así, en una modalidad preferida de la presentie invención y especialmente cuando el procesamiento corriente abajo ocurre a temperaturas más altas, el medio de reacción 36 se retira del reactor de columna de burbujeo 20 por la vía de una salida (s) elevada colocada arriba de la ubicación ( es ) donde por lo menos 50 por ciento en peso de la corriente de alimentación en fase líquida y/o la corriente de oxidante en fase de gas entra a la zona de reacción 28. Más preferiblemente, el medio de reacción 36 se retira del reactor de columna de burbujeo 20 por la vía de una salida (s:) elevada colocada arriba de la ubicación ( es ) donde sustancialmente todo de la corriente de alimentación en fasje i líquida y/o la corriente de oxidante en fase de gas entra ;a I la zona ciento liquida retiran preferiblemen e, sustancialmente todo de los componentes en fase sólida y en fase liquida retirados del reactor de columna de burbujeo 20 se retira por la vía de una salida (s) elevada. Preferiblemente, la salida (s) elevada se localiza por lo menos aproximadamente ID arriba del extremo inferior 52 de la zona de reacción 28. Más preferiblemente, Ja i salida (s) elevada se localiza en por lo menos aproximadamentíe 2D arriba del extremo inferior 52 de la zona de reacción 28. Mucho más preferiblemente, la salida (s) elevada se localiza por lo menos 3D arriba del extremo inferior 52 de la zona de reacción 28. Dada una altura "h" del medio de reacción 36, se prefiere que la salida (s) elevada esté verticalmente ubicada entre aproximadamente preferiblemente entre aproximadamente 0.3H y aproximadamente 0.71-1, y mucho más preferiblemente entre 0.4H y 0.6H . Además, se prefiere que la temperatura del medio de reacción 36 én una salida elevada de la zona de reacción 28 sea por lo menos 1°C mayor que la temperatura del medio de reacción 36 en él extremo inferior 52 de la zona de reacción 28. Má's preferiblemente, la temperatura del medio de reacción 36 eln la salida elevada de la zona de reacción 28 esté en ell I intervalo de aproximadamente 1.5 a aproximadamente 16°C más i caliente que la temperatura del medio de reacción 36 en ¡el extremo inferior 52 de la zona de reacción 28. Mucho mas preferiblemente, la temperatura del medio de reacción 36 pn 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 incfcluye un recipiente de desaireación híbrido alternativo 600 colocajdo I 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 i I desaireación 600. En el recipiente de desaireación · 600, la i fase de gas se mueve hacia arriba, mientras que las fases sólida y líquida se mueven hacia abajo. La fase de gas que se mueve hacia arriba puede reentrar a la zona de reacción 281 a través del orificio 602. Así, un flujo contracorriente del medio de reacción entrante y el gas desacoplado existente puede ocurrir en el orificio 602. La suspensión desaireada sale del recipiente de desaireación 600 por la vía del conducto 604. El recipiente de desaireación 600 incluye una mayor que, el diámetro "d" de la zona de reacción 608. La altura "h", el diámetro "d", el área y el volumen de la zoina de desaireación 608 son de manera preferible sustancialmente los mismos como se describe en lo anterior con la zoma de des desaireación 312 del recipiente de desaireación 300 ilustra!do I 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 qíue 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 preferiblemen e tiene sustancialmente la misma i 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 líos orificios en la cabeza inferior 48 de la coraza de recipiente 22 y proporcionan la corriente de oxidante al miembro ,de anillo 622. Con referencia ahora a la FIG. 23, el reactor ¡de columna de burbujeo 20 de la FIG. 21 se ilustra ya que incluye un medio sin tubo rociador para introducir la corriente de oxidante en la zona de reacción 28. En la configuración de la FIG. 23, la corriente de oxidante se proporciona al reactor 20 por la vía de los conductjos oxidantes 630, 632. Los conductos de oxidante 630, 632 ¡se acoplan a los orificios de oxidante respectivos 634', 636 'en la cabeza inferior 48 de la coraza de recipiente 22. La corriente de oxidante se introduce directamente en la zona de reacción 28 por la vía de los orificios de oxidante 634, 536. Las placas de choque opcionales 638, 640 se pueden proporcionar para desviar el flujo de la corriente de oxidante una vez que ha entrado inicialmente en la| zona de reacción 28. | Como se menciona en lo anterior, se prefiere que el reactor de oxidación se configure y se opere de ura manera que evite las zonas de concentración altas del compuesto i 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 í compuesto oxidable con un líquido. El líquido utilizado para diluir el compuesto oxidable puede originarse desde una porción del medio de reacción localizada a una distancia sustancial de la ubicación ( es ) donde el compuesto oxidable se alimenta a la zona de reacción. El líquido de una porción distante de medio de reacción se puede circular a la I 14 i ubicación próxima a la ubicación de entrada del compuesto oxidable por la vía del conducto de flujo que sé 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 (F'IG. 25) . Preferiblemente, la longitud del conducto de flujo desde su entrada (es decir, orificio (s) donde 'el I i 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 aproximadamen e 6 metros, y mucho más preferiblemente mayor que 9 metros. Sin embargo, la longitud real d,el conducto llega a ser menos relevante si el líquido jes obtenido desde un recipiente separado, tal vez lócalizaldo inmediatamente arriba o al lado del recipiente en él que leí i compuesto oxidable alimentado se libera inicia lmente . iEl ' i líquido de cualquier recipiente separado que contiene por lo menos algo del medio de reacción es una fuente preferida para la dilución inicial del compuesto oxidable. Se prefiere que el líquido fluya a través del conducto, cualquiera que sea la fuente, tenga una í I 1 5 concentración permanente inferior del compuesto oxidable que el medio de reacción inmediatamente adyacente a por lo menjos una entrada del conducto. Además, se prefiere que el liquijdo 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 preferiblememte abajo de aproximadamente 1000 ppmw, y mucho mjás preferiblemente abajo de 100 ppmw, donde las concentracionjes se miden antes de la adición al conducto del incremento del compuesto oxidable alimentado y de cualquier alimentación |de solventes separado, opcional. Cuando se mide después de la adición del incremento de la alimentación de compuesto oxidable y la alimentación del solvente opcional es preferible que la corriente de líquido combinada que entra [al medio de reacción tenga una concentración de compuesto oxidable en la fase líquida abajo de aproximadamente 300,0^00 ! í ppmw, más preferiblemente abajo de aproximadamentie 50, 0(00 ppmw, y mucho más preferiblemente abajo de 10,000 ppmw. i Es deseable mantener el flujo a través del conducto en una proporción suficiente baja de modo que el líquido circulado no suprima el gradiente total deseable del compuesto oxidable dentro del medio de reacción. En este respecto, es preferible que la relación de la masa de la fase líquida en la zona de reacción por lo cual el incremento del I 16 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 preferiblemeríte entre aproximadamente 2 minutos y aproximadamente 120 minutos, y mucho más preferiblemente entre 3 minutos y 60 minutos. Hay muchos medios para obligar al líquido: flui a (gas), alimentación de solvente (líquido) y una fuente bombeada de medio de reacción (suspensión) . Otra modalidad i I 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 fluidlo motriz una combinación de alimentación de compuesto oxidable, alimentación de oxidante, y alimentación de solvente. El diámetro o diámetros apropiados del conducto cié circulación pueden variar de acuerdo a la carítidad > y propiedades del material que está siendo llevado, la energía disponible para obligar al movimiento de flujo, y consideraciones de costos de capital. Es preferible que el diámetro mínimo para tal conducto sea mayor que aproximadamente 0.02 metros, más preferiblemente entre aproximadamente 0.06 metros, y aproximadamente 2 metros, y mucho más preferiblemente entre 0.12 y 08 metros. Como se menciona en lo anterior, es deseable controlar el flujo a través del conducto en ciertos intervalos preferidos. Hay muchos medios conocidos en La técnica para efectuar este control al ajusfar una geometría I fija apropiada durante la construcción del conducto de flujo.

Otra modalidad preferida es utilizar geometrías que s n i 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 be alimentación posterior de un elemento detector o sin el. Otro medio preferido para controlar el flujo del líquido de dilución es variar la energía de entrada entre la entrada y la salida el conducto. El medio preferido incluye cambiar el gasto de flujo de uno o más fluidos a un eductor, cambiar la entrada de energía a un accionador de bomba, y cambiar ¡la diferencia de densidad o diferencia de elevación cuando utiliza fuerza gravi tacional . 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 jconduc o construido en todo o parte utilizando materiales de tubería convencionales en todo o parte utilizando la pared de recipiente de reacción como una parte del conducto. Un conducto se puede construir comple amente encerrado dentro de los limites del recipiente de reacción (FIG. 24), o !se puede i construir completamente fuera del recipiente de reacción (FIG. 25), o puede comprender secciones tanto dentro 'y sin el recipiente de reacción. 1 Los inventores contemplan que, particularmente én 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 sobre uno o todos los conductos. Los particulares del diseño balancearan el gradiente completo deseable en las concentraciones permanentes del compuesto oxidable1 con ía dilución inicial deseable de la alimentación del compuestio oxidable de acuerdo a otros aspectos de la invención actual.j Las FIGS. 24 y 25 ambas ilustran diseños que emplean un recipiente de desaireación acoplado al conducto. Este recipiente de desaireación asegura que la porción del medio de reacción utilizado para diluir el compuesto oxidable I 19' entrante sea sustancialmente suspensión desaireada. ¡Ahora se nota, sin embargo, que el liquido o suspensión utilizado paca diluir el compuesto oxidable entrante puede estarj 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 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 aproximadamen e 3 diámetros de salida del conducto, y mucho más preferiblemente dentro de un diámetro de sa¡lida 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 i I I burbujeo de oxidación de acuerdo a una modalidad de la I 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 dps configuraciones de eductor posibles se ilustran en las FIGS 26 y 27. En una modalidad preferida de estos eductores, ubicación más cercana de la alimenta de la alimentación dél ¡ I compuesto oxidable es dentro de aproximadamente 4 met'lros, más I 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 él solvente o el oxidante se alimentan bajo presión como ün i fluido motriz adicional junto con el compuesto oxidable. En todavía otra modalidad, tanto el solvente como el oxidante se ! i alimentan bajo presión como fluido motriz adicional junto con I el compuesto oxidable. j Los inventores contemplan que, particularmente en : i 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, diseñjo balancearán el gradiente completo deseable en lais concentraciones permanen es del compuesto oxidable con la dilución inicial deseable de la alimentación del compuesto oxidable, de acuerdo a otros aspectos de la invención actual. Además, los inventores contemplan que el flujo de salida burbujas de un eductor se pueda orientar en cualquier dirección. Cuando los eductores múltiples se utilizan, cada eductor se puede orientar separadamente, nuevamente en cualquier dirección. 1 ! ; I Como se menciona en lo anterior, ciertas características físicas y operacionales del reactor de columna de burbujeo 20, descrito en lo anterjior con referencia a las FIGS. 1-27, proporcionan gradientes verticales en las concentraciones de presión, temperatura 1 y i reactivo (es decir, oxigeno y compuesto oxidable) del medio i de reacción 36. Como se discute en lo anterior, estos gradientes verticales pueden proporcionar un proceso de oxidación mas efectivo y económico como es comparadio a lois procesos de oxidación convencionales, que favorecen al medio de reacción bien mezclado de la presión relativamente ! uniforme, temperatura, y concentración de reactivo p'or todo.

Los gradientes verticales para el oxígeno, el compuesto oxidable (por ejemplo, para-xileno) , y la temperatura hecha posible al emplear un sistema de oxidación de acuerdo con una modalidad de la presente invención, ahora será disc!utido en i i mayor detalle. , I 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 en el reactor de columna de burbujeo 20, el volumen completo del medio de reacción 36 se puede dividir teóricamente en 30 cortes horizontales discretos de igual volumen. La Fig . 28 ilustra el concepto de dividir el medio de reacción 36 en 30 cortes horizontales discretos de igual volumen. Con [1a excepción de los cortes horizontales más altos y má¡s bajos, cada corte horizontal es un volumen discreto enlazado en 'su parte superior y fondo mediante planos horizontales imaginarios y enlazados sobre sus lados por la pared del reactor 20. El corte horizontal más alto se une sobre su fondo por un plano horizontal imaginario y sobre su parte superior por la superficie superior del medio de reacción 3¡6. El corte horizontal más bajo se une sobre su parte superior por un plano horizontal imaginario y sobre su fondo por ¡el fondo de la coraza de recipiente. Una vez que el ;rnedio 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 mínima de todos los cortes horizontales localizados arriba del corte horizontal C-max se puede identificar como el "corte horizontal C-min. El gradiente de concentración vertical luego se puede calcular como la relación de la concentración en el corte horizontal C-max a la concen t ración en el corte horizontal C-min. ' I Con respecto a la cuantificación del gradiente cié i concentración de oxígeno, cuando el medio de reacción 36 se divide teóricamente en 30 cortes horizontales discretos jie igual volumen, un corte horizontal 02-max se identifica ya i i que tiene la concentración de oxígeno máxima de todos los 30 cortes horizontales y un corte horizontal 02-min se identifica ya que tiene la concentración de oxígeno mínima de los cortes horizontales localizados arriba del corte horizontal 0;-max. Las concentraciones de oxígeno' de lós cortes horizontales se miden en la fase de gas del medio de reacción 36 sobre una base húmeda molar promediada en tiemóo I y promediada en volumen. Se prefiere que la relación de la concentración de oxígeno del corte horizontal C>2-max a ía concentración de oxígeno del corte horizontal 02-min esté en el intervalo de aproximadamente 2:1 a aproximadamente 25: i, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 3:1 aproximadamente 15:1, y mucho más preferiblemente en él intervalo de 4:1 a 10:1.

Típicamen e, el corte horizontal 02-max> estaré localizado cerca del fondo del medio de reacción 36, ¡mientras que el corte horizontal C -min estará localizado cerca de la parte superior del medio de reacción 36. Preferiblemente, el corte horizontal 0?-min es uno de 5 cortes horizontales más superiores de los 30 cortes horizontales discretos. Mucho más prefe iblemente, el corte horizontal 02-min el uno de' los más superiores de los 30 cortes horizontales discretos, como se ilustra en la FIG. 28. Preferiblemente, el corte horizontal 02-max es uno de los 10 cortes horizontales más inferiores de los 30 cortes horizontales discretos. Mucho más preferiblemente, el corte horizontal 02-max es uno de los cortes horizontales más inferiores de los 30 cortes horizontales discretos. Por ejemplo la FIG. 28 ilustra él corte horizontal 0?-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 2 , más preferiblemente por lo menos aproximadamente V¡ , 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 0.41-1, y mucho más preferiblemente por lo menos 0.61-1. La concentración de oxígeno promediada en tiempo; y promediada en volumen, sobre una base húmeda, del corte 02-min está preferiblemente en el intervalo de aproxi†adamenjte 0.1 a aproximadamente 3 por ciento en mol, mas 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-ria es|tá preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 4 aproximadamente 20 por ciento en mol, más preferiblémente en el intervalo de aproximadamente 5 a aproximadamente 15 pjor ciento en mol y mucho mas preferiblemente en el intervalo ¡de 6 a 12 por ciento en mol. La concentración promédiada [en tiempo de oxigeno sobre una base seca, en el efluente gaseojso descargado del reactor 20 por la vía de salida de gas 40 es¡tá 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 jse 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 j oxidable i (por ejemplo para-xileno) , donde la concentración míjnima del compuesto oxidable se localiza cerca de la parte superior djsl 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 sé divijde teóricamente en 30 cortes horizontales discretos de igual volumen, un corte horizontal OC-max se identificó ya que tiene la concentración de compuesto oxidable máxima ¡de todos los 30 cortes horizontales y un corte horizontal CiC-min se identifica ya que tiene la concentración de compuesto oxidable mínima de los cortes horizontales localizados arriba del corte horizontal OC-max. Las concentraciones de compuesto oxidable de los cortes horizontales se miden en la fase I líquida sobre una base de fracción de masa promediada jen tiempo y promediada en volumen. Se prefiere para la relaciJón de la concent ación de compuesto oxidable del corte horizontal OC-max a la concentración de compuesto oxidable del corte horizontal OC-min que sea mayor que aproximadamente 5:1, más preferiblemente mayor que aproximadamente 10:1, todavía más preferiblemente mayor que aproximadamente 20:1' y mucho más preferiblemente en el intervalo de 0:1 a 1000:1., Típicamente, el corte horizontal OC-max esta'rá i localizado cerca del fondo del medio de reacción 36, ¡mientras que el corte horizontal OC-min estará localizado cerca de la i parte superior del medio de reacción 36. Preferiblemente, él i corte horizontal OC-min es uno de los 5 cortes horizontales 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 cor e horizontal OC-max es uno de los 10 cortes horizontales mas inferiores de los 30 cortes horizontales discretos. Mucho mas preferiblemente, el corte horizontal OC-max es uno de los 5 cortes horizontales más inferiores de los 30 cortes i 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 i vertical entre los cortes horizontales OC-min y OC-max sean por lo menos aproximadamente 2 , donde "W" es el ancho máximo i del medio de reacción 36. Más preferiblemente, el 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 0.21-1, más preferiblemente por lo menos aproximadamente 0.4H y mucho más preferiblemente por lo I menos 0.6H . La concentración del compuesto oxidable promediada en tiempo y promediada en volumen (por ejemplo, para-xilenp) en la fase liquida del corte horizontal OC-min es preferiblemente menor que aproximadamente 5,000 ppmw, más preferiblemente menor que aproximadamente 2,000 ppmw, todavía más prefe iblemente 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 cke aproximadamente 100 ppmw a aproximadamente 10,000 ppmw, mas preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 20¡0 ppmw j a aproximadamente 5,000 ppmw y mucho más preferiblemente en él intervalo de 500 ppmw a 3,000 ppmw. Aunque se prefiere que el reactor de columna de burbujeo 20 proporcione gradientes verticales en la concentración del compuesto oxidable, también se prefüere que el por ciento en volumen del medio de reacción 36 tenga urjia concentración de compuesto oxidable en la fase liquida arrika de 1,000 ppmw sea minimizada. Preferiblemente, el por ciento en volumen promediado en tiempo del medio de reacción 36 tiene una concentración de compuesto oxidable en la faáe liquida arriba de 1,000 ppmw sea menor que aproximadamente i9 por ciento, más preferiblemente menor que aproximadamente ¡6 j por ciento y mucho más preferiblemente menor qué 3 por ciento. Preferiblemente, el por ciento en volumen promediado en tiempo del medio de reacción 36 que tiene una concentración de compuesto oxidable en la fase 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 en ¦ i tiempo del medio de reacción que tiene una concentración del compuesto oxidable en la fase liquida arriba de 10,¡000 ppmw i sea menor que aproximadamente 0.3 por ciento, más prefe iblemente menor que aproximadamen e 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 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 i 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 elevados del compuesto oxidable. En cada tiempo utilizado en él 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 concen ración de compuesto oxidable en la fase liquida. 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 I en el medio de reacción 36. Con referencia nuevamente a la I FIG. 28, este gradiente de temperatura se puede cuantificar en una manera similar a los gradientes de concéntraci I'ón i mediante el medio de reacción teóricamente dividido 36 en |30 i cortes horizontales discretos de igual volumen y la medicijón i de la temperatura promediada en tiempo y promediada ¡en volumen de cada corte. El corte horizontal con la tempera tulra más baja fuera de los 15 cortes horizontales más bajos luejgo se puede identificar como el corte horizontal T-min, y je 1 corte horizontal localizado arriba del corte horizontal T-m¡in 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 díel corte horizontal T-max sea por lo menos aproximadamente 1°C más alto que la temperatura del corte horizontal T-min. Mas preferiblemente la temperatura del corte horizontal T-m;ax más alta que la temperatura del corte horizontal T-min. La ! i temperatura del corte horizontal T-max está preferiblemente I en el intervalo de aproximadamente 125 a aproximadamente 200°C, más prefe iblemente en el intervalo de aproximadamen te 140 a aproximadamente 180°C, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 150 a 170°C. ! I Típicamente, el corte horizontal T-max estará localizado cerca del centro del medio de reacción 36, mientras que el corte horizontal T-min estará localizado I cerca del fondo del medio de reacción 36. Preferiblemente, corte horizontal T-min es uno de los 10 cortes horizontales más inferiores de los 15 cortes horizontales más bajós. Mucho más preferiblemente, el corte horizontal T-min es unb 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-ma'x es uno de los 20 cortes horizontales medios de los 30 cortés j 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 espaciamien to vertical entre los cortes horizontales T-min y T-max sea por lo menos aproximadamente 2W, más preferiblemente por lo menos 4W, y mucho más preferiblemente por lo menos 6W . Se prefiere que el espaciamiento vertical entre los cortes horizontales T-min y T-max sean por lo menos aproximadamente 0.2H, mas I i preferiblemente por lo menos aproximadamente 0.4H, y mucho ? i más preferiblemente por lo menos 0.6H. ¡ t Como se discute en lo anterior, cuando un gradiente de temperatura vertical existe en el medio de reacción 3¡6, puede ser ventajoso retirar el medio de reacción 36 en una ubicación elevada donde la temperatura del medio de reacción es más alta, especialmente cuando el producto retirado se somete al procesamiento corriente abajo adicional a temperaturas más altas. Asi, cuando el medio de reacción 36 se retira de la zona de reacción 28 por la vía de una o mas salidas elevadas, como se ilustra en las FIGS. 19 y 20, se prefiere que la salida (s) esté localizada cerca del corte horizontal T-max. Preferiblemente, la salida elévada se localiza dentro de los 10 cortes horizontales del corte í horizontal T-max, más preferiblemente dentro de 5 cortes horizontales del corte horizontal T-max, y mucho mas y I preferiblemente dentro de 2 cortes horizontales del corte horizontal T-max. Ahora se observa que muchas de las características inventivas descritas en la presente se pueden emplear ¡en sistemas de reactor de oxidación múltiples - no solo sistemas que emplean un reactor de oxidación solo. Además, ciertas características inventivas descritas en la presente se pueden emplear en reactores de oxidación agitados mecánicamente y,/o agitados con flujo - no solo los reactores agitados cjon burbujas (es decir, reactores de columna de burbujeo) . P¡or ejemplo, los inventores han descubierto ciertas t ventajas asociadas con la concentración' de oxígeno de formación de etapas/variantes y/o proporción de consumo de oxígeno por todo el medio de reacción. Las ventajas realizadas por ¡la formación de etapas de la concentración/consumo de oxígeno en el medio de reacción se pueden realizar si el volumen total del medio de reacción está contenido en un recipiente solo,1 o en recipientes múltiples. Además, las ventajas realizadas por la formación de etapas de la concentración/consumo de oxígeno en el medio de reacción se pueden realizar si el (os) recipien e ( s ) de reacción se agita mecánicamente, 'se agita con fluido y/o se agita con burbujas. Una manera de cuantificar el grado de formación de etapas de la concentración de oxígeno y/o proporción |de i I consumo en el medio de reacción es comparar dos o más volúmenes continuos de 20 por ciento distintos del medio de reacción. Estos volúmenes continuos del 20 por ciento no necesitan ser definidos por cualquier forma particular. Sin embargo, cada volumen continuo de 20 por ciento se debe formar de un volumen contiguo del medio de reacción (es decir, cada volumen es "continuo"), y los volúmenes continuos de 20 por ciento no se deben sobre poner uno al otro (es decir, ."los volúmenes son "distintos") . Las FIGS. 29-31 ilustran que estos volúmenes continuos de 20 por cien:o distintos se pueden localizar en el mismo reactor (F1G. 29) o en reactores múltiples (FIGS 30 y 31) . Se nota ¡que los i reactores ilustrados en las FIGS. 29 y 31 pueden ser reactores agitados mecánicamente, agitado con flujo, y/o I t agitados con burbujas. En una modalidad se prefiere que lós reactores ilustrados en las FIGS. 29-31 sean reactores t agitados con burbujas (es decir, reactores de columna de burbujeo) . Con referencia ahora a la FIG. 29 el reactpr 20 se ilustra ya que contiene un medio de reacción 36. El medio de reacción incluye un primer volumen continuo de 20 por ciento i distinto 37 y un segundo volumen de 20% distinto 39. i Con referencia ahora a la FIG. 30 un sistema de reactor múltiple se ilustra como que incluye un primer i reactor 720a y un segundo reactor 720b. Los reactores, 720a, ib cooperativamente contienen un volumen total de un medio de reacción 736. El primer reactor 720a contiene una, primera porción del medio de reacción 736a, mientras que el, segundo ' I reactor 720b contiene una segunda porción del medio de reacción 736b. Un primer volumen continuo de 20 por cienjto 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. ¡ ? I Con referencia ahora a la FIG. 31, u n sistema de reactor múltiple se ilustra como que incluye u ri primer reactor 820a, un segundo reactor 820b, y un tercer reactor 820c. Los reactores 820a, b, c cooperativamente contienen un volumen total del medio de reactor 836. El primer' reactor 820a contiene una primera porción del medio de reacción 836á; el segundo reactor 820b contiene una segunda porción dél medio de reacción 836b; y un tercer reactor 820c cont¡iene u rjia tercera porción del medio de reacción 836c. Un primen 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 jal referirse al volumen continuo de 20% del medio de reaccijón I que tiene y la fracción en mol más abundante de oxigeno en jla 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 oxigeno en la fase de gas. En la fase de gas del volumen continuo del 20 por ciento distinto del medio de reacción que contiene la concentración más alta de oxigeno ¡en la fase de gas, la concentración de oxigeno promediada en tiempo y promediada en volumen, sobre una base húmeda, está preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 3 a aproximadamente 18 por ciento en mol, más preferiblemente en J el intervalo de aproximadamente 3.5 a aproximadamente 14 por ciento en mol, y mucho más preferiblemente en el intervalo de A a 10 por ciento en mol. En la fase de gas del volumen continuo de 20 por ciento distinto del medio de' reacción que contiene la concentración más baja de oxigeno en la, fase de gas, la concentración de oxigeno promediada en tiempo , y promediada en volumen, sobre una base húmeda, est:á preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 0.3 i a aproximadamente 5 por ciento en mol, más preferiblemente en el intervalo de más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 3.5 a aproximadamente 1A por ciento en mol,: y mucho más preferiblemente en el intervalo de A a 10 pór ciento en mol. 0.6 a más preferiblemente en el intexvalo de I aproxxmadamen te3.5 a aproximadamente 14 por ciento en mol, jy mucho más preferiblemente en el intervalo de 4 a 10 pór ciento en mol, A por ciento en mol, y mucho ma s preferiblemen e en el intervalo de 0.9 a 3 por ciento en mo l . Además, la relación en la concentración de oxigeno promediada en tiempo y promediada en volumen, sobre una base húmeda,' en el volumen continuo de 20 por ciento más abundante del medio de reacción comparado al volumen continúo de 20 por ciento más disminuido del medio de reacción está preferiblemente én el intervalo de aproximadamente 1.5:1 a aproximadamente 20: más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 2:1 i aproximadamente 12:1, y mucho más preferiblemente en é l 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 oxigeno-STR se describe previamente en el sentido global (es decir, desde la perspectiva del oxigeno-STR promedio del medio de reacción completo) ; sin embargo, é l oxigeno-STR también se puede considerar en un sentido local i (es decir, una porción del medio de reacción) a fin de 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 varíe por todo el medio de reacción en armonía general con los gradientes deseables divulgados en al presente que se relacionan a la presión en el medio reacción y a la fracción en mol del oxígeno molecular en 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 intervalo de 3:1 a 9:1. En una modalidad el "primer! volumen continuo de 20 por ciento distinto" se localiza más qerca que el "segundo volumen continuo de 20 por ciento distinjto" a la ubicación donde el oxígeno molecular se introduce inicialmente en el medio de reacción. Estos grandes en el oxígeno-STR son deseables si el reacción de oxidación parcial esta contenido en un oxidación de columna de burbujeo o en cualquier 'tipo de recipiente de reacción en el que los gradientes se crean en la presión y/o la fracción en mol del oxígeno molecular en la fase de gas del medio de reacción (por ejemplo, en un recipiente agitado mecánicamente que tiene zonas de agitación ! I colocadas verticalmente, múltiples logradas al utilizar impulsores múltiples que tienen flujo radial fuerte, i i posiblemente aumentado por montajes desviadores generalmente horizontales, con el flujo de oxidante que s'e eleva generalmente hacia arriba desde una alimentación certa de la porción inferior del recipiente de reacción, no obstante que el mezclado posterior considerable del flujo de oxidante puede ocurrir dentro de cada zona de agitación verticalmente colocada y que algún mezclado posterior de flujo de oxidante puede ocurrir entre la zonas de agitación colocadas verticalmente adyacentes). Esto es, cuando un gradiente existe en la presión y/o fracción en mol del oxigeno i i molecular en la fase de gas en el medio de reacción, los inventores han descubierto que es deseable crear un gradiente similar en la demanda química para disolver el oxígeno por el medio divulgado en la presente. Un medio preferido para causar al oxígeno-STR local variar es al controlar las ubicaciones de alimentación del compuesto oxidable y al controlar el mezclado de la fase liquida del medio de reacción para controlar los gríadiente's en la concentración del compuesto oxidable de acuerdo a otras descripciones de la presente invención. Otros medios útilés para causar al oxígeno-STR local variar incluyen la variación causante en la actividad de reacción al causar la variación de temperatura local y al cambiar la mezcla local de lós componentes de catalizador y solvente (por ejemplo, al introducir un gas adicional para causar el enfriamiento i I j 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 Vas 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 men¡os 25 por ciento, más preferiblemente por lo menos 50 p|or ciento, y mucho más preferiblemente por lo menos 75 p¡or ciento del oxigeno molecular que sale de un primer r cipienjte de reacción se conduce a uno o más recipientes de reaccijón subsecuentes para el consumo de un incremento adicional, preferiblemente más del 10 por ciento, más preferiblemen'te 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 oxigeno 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 recipien te-promedio-oxigeho-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 él i 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 i subsecuentes, que pueden o no ser de tipo diferente que el primer recipiente de reacción, son útiles para el flujo n serie del oxigeno molecular a los recipientes de ..reaccipn subsecuentes de acuerdo a la presente invención. Los medijos para causar al recipien te-promedio-oxigeno-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, enffiamiento calentamiento, y remoción de masa o adición de masa de i 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-roxigen!o-STR declinación en los recipientes de reacción subsecuentes es particularmente útil cuando la relación de la presijón absoluta en la porción superior del primer recipiente ¡de reacción comparado a la presión absoluta en la¡ porcijón superior de por lo menos un recipiente de reacción subsecuente está en el intervalo de aproximadamente 0.5:1. a 6:1, más preferiblemente en el intervalo de .0.6:1 ' a I aproximadamente 4:1, y mucho más preferiblemente en jun intervalo de 0.7:1 a 2:1. Las reducciones de presión en Uos recipientes subsecuentes abajo de estas uniones ihferiorjes reducen excesivamente la habilidad del oxigeno molecular,1 y la presión se incrementa arriba de estas uniones superiores son de manera incrementada costosamente comparadas a, utilizar un suministro fresco de oxidante. 1 Cuando el uso del flujo en serie del oxigeno molecular a los recipientes de reacción s u bsecu en te s que i tienen recipien e-promedio-oxigeno-STR declinante, las corrientes de alimentación frescas del compuesto oxidable, solvente y oxidante pueden fluir en los recipientes de reacción subsecuentes y/o en el primer recipiente de reacción. Los flujos de la fase liquida y la fase sólida, si está presente, del medio de reacción pueden fluir en cualquier dirección entre los recipientes de reacción. Todo' o parte de la fase de gas que deja el primer recipiente de reacción y entra a un recipiente de reacción subsecuente puede fluir separada de o mezclada con porciones de' la fase liquida o la fase sólida, si está presente, del medio ele reacción del primer recipiente de reacción. Un flujo de la corriente de producto que comprende la fase liquida y la fase sólida, si está presente, se puede retirar del medio de reacción en cualquier recipiente de reacción en el sistema. Con referencia nuevamente a las FIGS. 1-29, 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 liquido-fase del para-xileno al ácido tereftálico crudo (CTA) de acuerdo a modalidades preferidas divulgadas 1 en la presente, los perfiles espaciales de la intensidad lpcal, 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 venta j osas . Las FIGS. 32A y 32B ilustran las partículas de CITA I base producidas de acuerdo con una modalidad de. la presente I invención. La FIG. 32A muestra las partículas CTA base en 500 veces de agrandamiento, mientras que la FIG. 32B se a¡cerca en una de las partículas de CTA base y muestra esa partícula 2000 veces de agrandamiento. Como quizás mejor se ilustra en la FIG. 32B, cada partícula CTA base típicamente se forma de un número grande de sub-partículas de CTA aglomeradas, pequeñas, dando de esta manera la partícula CTA base un área de superficie relativamente alta, alta porosidad, baja j densidad, y buena capacidad disolvente. Las partícula's de CTA j base típicamente tienen un tamaño de partícula medio en el i intervalo de aproximadamente 20 a aproximadamente 150 mieras, ; I más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 301 a aproximadamente 120 mieras, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 40 a 90 mieras. Las sub-partículas de CTA típicamente tienen un tamaño de partícula medio en el intervalo de aproximadamente 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 mieras. El área de superficie relativamente alta| de las partículas de CTA base ilustrada en las FIGS. 32A y 32B, 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 (nr/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 m 2/g. Mucho m1ás 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 disolulción) |de las partículas de CTA formadas mediante el proceso ele oxidación optimizado de una modalidad preferida de la presente invención que permite la purificación de las partículas de CTA mediante métodos más efectivos y7o económicos, como se describe en detalle adicional enseguida con respecto a la FIG. 35. Los valores de tamaño de partícula medjio proporcionados en lo anterior se determinaron utilizando la microscopía de luz polarizada y el análisis de imagen. El equipo empleado en el análisis de tamaño de partícula incluyó un microscópico óptico Nikon E800 con un objetivo 0.13 ¡de I n.A. de Plan Fluor 4x, una cámara digital Spot RT™, y una computadora personal que corre el software de análisis I e i j imagen V4.5.0.19 mage Pro Plus™. El método de análisis de tamaño de partícula incluyó las siguientes etapas principales: (1) dispersión de los polvos de CTA en aceite mineral; (2) preparar un portaob eto/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 deferentes imágenes para cada preparación de muestra (tamaño de campos . = j 3 x 2.25 mm; tamaño de píxel = 1.84 micras/píxél ) ; (5) realizar los análisis de imagen con el software Image Pro Plus™; (6) exportar las mediciones de partícula a un hoja ¿le 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) ajusfar el lumbral de imagen para detectar i partículas blancas sobre el fondo negro; (b) crear unía imagen binaria; (c) correr un filtro abierto de paso sólo para filtrar el ruido del píxel exterior; (d) medir todas lás partículas en la imagen; y (e) reportar el diámetro medio medido para cada partícula. El software Image Pro Plus1™ define el diámetro medio de las partículas individuales como la longitud promedio de número de diámetros de una pjartícu 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 * diA3; multiplicar el volumen de cada veces de partícula su diámetro para encontrar pi/6 * diA4; sumar todas las partículas en la muestra de los valores de pi/6 * dj ; sumar los volúmenes de todas las partículas en la muestra; ;y i calcular el diámetro de partícula pesado en volumen como suma para todas las partículas n en la muestra de (pi/6 * di ) dividida por la suma para todas las partículas n en la muestra (pi/6 * di 3) . Como se utiliza en la presenté, "tamaño de partícula medio" se refiere al tamaño de partícula medio pesado en volumen determinado de acuerdo al método de prueba descrito en lo anterior; y también se refiere como Además, la etapa 7 comprende encontrar los tamaños de partícula para lo cual varias fracciones del volumen de muestra total son más pequeños. Por ejemplo, D(v, 0.1) es el tamaño de partícula por lo cual 10% del volumen de la muestra total es más pequeña y 90 por ciento es más grande; D(v, 0.3) i48 : 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 jla presente como la "extensión relativa de tamaño de partícula". Además, es preferible que el D'(v, 0.1) J de Ijas i partículas CTA como es medido en lo anterior esté en el intervalo de aproximadamente 5 aproximadamente 65 mieras, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 15 a aproximadamente 55 mieras y mucho más preferiblemente en el intervalo de 25 a 45 mieras. Es preferible que el D(v, 0.5) de las partículas CTA como es medido en lo anterior esté en el intervalo de aproximadamente 10 a aproximadamente 90 mieras, más preferiblemente en el intervalo de aproximadamen e 20 a aproximadamente 80 mieras, y mucho mas 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, I y mucho más preferiblemente en el intervalo de 5,0 a 110 I mieras. Es preferible que la extensión relativa del tamaño de partícula esté en el intervalo de aproximadamente 0.5 1 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 Micrómeritits Instrument Corporation of Norcross, GA) . En la primera etapa del proceso de medición, de 2 a 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° . 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 IC 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: RT donde s es el área de sección transversal del nitrógeno a l 1 77°K, T es 77°K, y R es la constante de gas. i Como se alude en lo anterior, el CTA formado de acuerdo con una modalidad de la presente invenció'n exhibe propiedades de disolución superiores contra el CTA convencional hecho mediante otros procesos. Esta proporción de disolución mejorada permite el CTA inventivo s:er purificado mediante procesos de purificación más eficientes y/o más efectivos. La siguiente descripción dirige la maneta en la que la proporción de la disolución de CTA ee puede cuan ti f icar . La proporción de disolución de una cantidad conocida de sólidos en una cantidad conocida de solvente ; y una mezcla agitada se puede medir mediante varios protocolos.

Como se utiliza en la presente, el método de medición llamado la "prueba de disolución regulada" se define como sigue. Una 1 presión ambiental de aproximadamente 0.1 megapa^cal se 1 utiliza por toda la prueba de disolución reguliada. La 1 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 ¡ o enfriamiento apreciable del rompedor o sus contenidos durante el periodo de tiempo de disolución. Una porción de solvente de grado analítico HPLC, fresco de tetrahidrofurano (>99¡.9 i por ciento de pureza), después en la presente THF, 250 gramos i ! de medición se coloca en un vaso de vidrio de 400 mililitros de forma alta KIMAX limpio (Kimble® número de parte 1402¡0, Kimble/Kontes, Vineiand, NJ) , el cual no es aislado, del la]do liso, y generalmente cilindrico en forma. Una barra 'de agitación magnética recubierta de eflón (VWR número I de par(te 58948-230, aproximadamente 1 pulgada de largo con 3/8-pulgajda de diámetro, de sección transversal octagonal, VÍWR International, West Chester, PA 19380) se coloca en el vas'o, donde se asienta naturalmente al fondo. La muestra se agita utilizando un agitador magnético 15 de multipunto Íariomag® (H&P Labor technik 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 i I i 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 agitado, y un cronómetro se inicia simultáneamente. Apropiadamente hecho, el THF humedece muy rápidamente los mililitros de la muestra liquida clara rápidamente se i descarga a través de un filtro de jeringa no usada, rjiueva (25 j i mm de diámetro, 0,45 mieras, Gelman GHP Acrodisc GF®, Pall COrpora tion , Eas Hills, NY 11548) en un frasquito dé muestra I de vidrio marcado, nuevo. La duración de cada relleno clon jeringa, la colocación del filtro, y la descarga en 'un frasquito de muestra es correctamente menor q'ue 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 I cada relleno, los frasquitos de muestra se tapan y se mantienen a temperatura aproximadamente constate hasta realizar el siguiente análisis químico. Después dé que la I muestra final se toma en un tiempo pasados 30 minutos t=0, Í todas las dieciséis muestras se analizan para la cantidad del TPA disuelto utilizando un método HPLC-DAD generalmente como se describe en otra parte dentro de esta descripción. Stin embargo, en la presente prueba los estándares de calibración I y los resultados reportados ambos se basan en miligramos del TPA disuelto por gramo de solvente THF (después en ,1a presente "ppm en THF") . Por ejemplo, si todo lo de: los 250 miligramos de sólidos fue TPA muy puro y esta ¦ cantidad completa se disolvió completamente en los 250 gramos del solvente de THF antes de que una muestra particular se tomara, la concentración correctamen e medida sería aproximadamente 1,000 ppm en THF. ' Cuando el CTA de acuerdo a la presente invención jse somete a la prueba de disolución regulada descrita en .lo anterior, se prefiere que una muestra tomada en un minuto ti=0 se disuelva a una concentración de por lo menos aproximadamente 500 ppm en THF, más preferiblemente a por !lo menos 600 ppm en THF. Para una muestra tomada en pasados dos minutos t=0, se prefiere que el CTA de acuerdo a la invención actual se disolverá a una concentración de por lo menos aproximadamente 700 ppm en THF, más preferiblemente a por lo menos 750 ppm en THF. Para una muestra tomada en pasados cuatro minutos t=0, se prefiere que el CTA de acuerdo a la invención actual se disolverá a una concentración de por lo menos aproximadamente 840 ppm en THF, más preferiblemente a por lo menos 880 ppm en THF. Los inventores han encontrado que un modelo de crecimiento exponencial negativo relativamente simple es útil para describir la dependencia de tiempo de los grupos Jde 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 ila ecuación, después en la presente, el "modelo de disoluciJón regulado", es como sigue: ¦ S = A -i- B * (1 - exp(-C * t) ) , donde ! t = tiempo en unidades de minutos: S = solubilidad en unidades de ppm en ' THF, en tiempo t ; exp = función exponencial en la base del logaritmo natural de 2; A, B = constantes regresadas en unidades de ppm jen THF, donde A se relación principalmente a la disolución rápida de las partículas más pequeñas en tiempo muy cortos, y donde la suma de A + B se relaciona principalmente a ;la cantidad total de la disolución cerca del periodo de prueba especificado; y C = una constante de tiempo regresada en unidades de minutos recíprocos. ' j 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 i 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 I prueba con la prueba de disolución regulada y se ajusta |al modelo de disolución regulado descrito en lo anterior, ¡se prefiere que el CTA tenga una constante de tiempo "C" mayor que aproximadamente 0.5 minutos recíprocos, más preferiblemente mayor que aproximadamente 0.6 ; minutos recíprocos y mucho más preferiblemente mayor que 0. j7 minutos recíprocos . j j Las FIGS. 33A y 33B ilustran una partícuia de GTA convencional hecha mediante un proceso de oxidació :.n a alita temperatura convencional en un reactor de tanque agitado continuo (CSTR) . La FIG. 33A muestra la partícula de GTA convencional a 500 veces de agrandamiento, mientras que 'la FIG. 33B se acerca y muestra la partícula de CTA; a 2,000 veces de agrandamiento. Una comparación visual ¡ de las partículas CTA inventivas ilustradas en las FIGS 32Á y 32B y la partícula de CTA convencional mostrada en las FIGS . 33A y 33B muestra que la partícula de CTA convencional tiiene una densidad más alta, área de superficie inferior, porosidad inferior, y tamaño de partícula más grande que las partículas de CTA inventivas. De hecho, el CTA convencional representado en las FIGS. 33A y 33B tiene un tamaño de partícula i medio de aproximadamente 205 mieras y un área de superficie BET de aproximadamente 0.57 rrr/g. ¡ I La FIG. 34 ilustra un proceso convencional para hacer ácido tereftálico purificado (PTA). En el proceso de PTA convencional, el para-xileno parcialmente se oxida en un i reactor de oxidación a alta temperatura mecánicamente agitado i 700. Una suspensión que comprende CTA se retira del reaetjor 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 l|a s 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. ,E1 sistema de purificación 702 generalmente incluye un sistejma de adición/intercambio de agua 708, un sistema de disolución 710, un sistema de hidrogenación 712, y 3 recipientes ¡de cristalización separados 704a, b , c . El sistema ¡de adición /in te rcambio de agua 708, una porción sustancial 'de licor madre se desplaza con agua. Después de la adición de agua, la suspensión de agua/CTA se introduce en el sistema jde disolución 710 donde la mezcla de agua/CTA se calienta hasta que las partículas de CTA se disuelven completamente en el I agua. Después de la disolución de CTA, la solución de CTA <=n agua se somete a la hidrogenación en el sistema Le hidrogenación 712. El efluente de hidrogenado del sistema de hidrogenación 712 luego se somete a 3 etapas cié producir PTA empleando un reactor de oxidación de columna de burbujeo 800 configurado de acuerdo con una modalidad de ía presente invención. Una suspensión inicial que comprende partículas de CTA sólidas y un licor madre líquido se retira del reactor 800. Típicamente, la suspensión inicial puede contener en el intervalo de aproximadamente 10 a aproximadamente 50 por ciento en peso de partículas de CTA sólidas: Con ¿1 resto que es licor madre líquido. Las partículas de CTA sólidas presentes en la suspensión inicial típicamente contiene por lo menos aproximadamente 400 ppmw de 4-carboxibenzaldehído (4-CBA), más típicamente por lo menós aproximadamente 800 ppmw de 4-CBA, y mucho más típicamente én el intervalo de 1,000 a 15,000 ppmw de 4-CBA. La suspensión I 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 ácido tereftálico sólidas más puras que comprenden menos que aproximadamente 400 ppmw de 4-CBA, más preferiblemente menos que aproximadamente 250 ppmw de 4-CBA, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 1 a 200 ppmw de 4-CBA. ? El sistema de purificación 802 del sistema de producción de PTA ilustrado en la FIG. 35 proporciona un número de ventajas sobre el sistema de purificación 802 del sistema de la técnica previa ilustrado en la FIG. 34. Preferiblemente, el sistema de purificación 802 generalmente incluye un sistema de intercambio de licor 806 un digestor 808, y un cristalizador solo 810. En el sistema de intercambio de licor 806, por lo menos aproximadamente 50 por i ciento en peso del licor madre presente en la suspensión inicial se reemplaza con un solvente de reemplazó fresco para proporcionar de esta manera una suspensión intercambiada con solvente que comprende partículas de CTA y el solvente de reemplazo. La suspensión intercambiada con solvente que salde del sistema de intercambio de licor 806 se introduce en el digestor (o reactor de oxidación secundario) 808. En el digestor 808, una reacción de oxidación secundaria sé realiza I a temperaturas ligeramente más altas que se utilizaron en la reacción de oxidación inicial/primaria llevada a cabo en el reactor de columna de burbujeo 800. Como se divulga en lo i 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 I partículas CTA llegar a ser disponibles para la oxidación en el digestor 808 sin requerir la disolución completa de las i partículas CTA en el digestor 808. Así, la temperatura en el i digestor 808 puede ser inferior que muchos procesos de la técnica previa similares. La oxidación secundaria llevada ¡ a cabo en el digestor 808 preferiblemente reduce la concentración de 4-CBA en el CTA mediante por lo menos 200 ppmw, más preferiblemente por lo menos aproximadamente AQ0 ppmw, y mucho más preferiblemente en el intervalo de 600 a 6,000 ppmw. Preferiblemente, la temperatura de oxidación i secundaria en el digestor 808 es por lo menos aproximadamente 10°C más alta que la temperatura de oxidación primaria en él 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 de oxidación secundaria está preferiblemente en el intervalo de i i aproximadamen te 160 aproximadamente preferiblemente en el intervalo de aproximadamente 180 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 en i el cristalizador 810 antes de la separación en el sistema de el intervalo de aproximadamente 0.005 a aproximadamente o!.2 mVg, y mucho más preferiblemente en el intervalo dé 0.01' a t 0.18 m2/g. El PTA producido por el sistema ilustrado en la FIG. 35 es adecuado para el uso como un material de I alimentación en la fabricación de PET. Típicamente, él PET be hace por la vía de la es terificación de ácido tereftálico con etilenglicol , seguido por la policondensacióh .

Prefe iblemente, 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 paira la reducción del contenido de 4-CBA. Además, estas partículas de CTA preferidas proporcionan ventajas en una amplia gama de otros post-procesos que involucran la disolución' y/o la reacción química de las partículas. Estos post-procesps adicionales incluyen, preso no se limitan a, reacción, cjon por lo menos un compuesto que contiene hidroxilo para formjar compuestos de éster, especialmente en la reacción de CTA con metanol para formar dimetilteref talato y ésteres de impureza; reacción con por lo menos un diol para formar compuestos fcle monómeros de éster y/o polímero, especialmente la reacción de CTA con etilenglicol para formar polietilenteref talato; y jla disolución completa o parcial en solventes, que incluyen, pero no se limitan a, agua, ácido acético, y N-metil-2- I I pirrolidona , que puede incluir procesamiento adicional que incluye, pero no se limita a, reprecipitación de un ácido tereftálico más puro y/o reducción química selectiva de grupos carbonilo diferentes a los grupos de ácido carboxílico. Se incluyen notablemente la disolución sustancial de CTA en un solvente que comprende agua acoplado con la hidrogenación parcial que reduce la cantidad de aldehidos, especialmente 4-CBA, f luorenonas, fenonas, y/o I an t raqui nona s . 1 Los inventores también contemplan que lás j partículas de CTA que tienen las propiedades preferidas descritas en la presente se pueden producir de partículas |de i I CTA que no conforman a las propiedades preferidas divulgadas en la presente (partículas de CTA no de conformación) por medios que incluyen, pero no se limitan a, trituración mecánica de partículas de CTA no de conformación y disolución completa o parcial de partículas de CTA no de conformación seguida por la .reprecipitación completa o parcial. j i De acuerdo con una modalidad de la . presenjte 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 de solvente de la alimentación (es decir, la "alimentación ide 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 jLa presente invención, esto permite a la pureza de la fase liquida y, si está presente, la fase sólida y la fase de suspensión combinada (es decir sólido más liquido) del medio de reacción para ser controlado en ciertos intervalos preferidos, resumidos enseguida. Con respecto a la alimentación de solvente, es conocido oxidar un (os) compuesto (s) aromático (s) oxidable (s) para producir un ácido carboxílico aromático en donde la I alimentación de solvente introducida en el medio de reacción i es una mezcla de ácido acético de pureza analítica y agua, como se emplea frecuentemente en escala de laboratorio y escala piloto. Del mismo modo, es conocido conducir la oxidación del compuesto aromático oxidable a ácido 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 número grande de impurezas dentro de la alimentación del j 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 puie za del i producto completa. j "Alimentación de solvente reciclado" se define en la presente como la alimentación de solvente que comprende por lo menos aproximadamente 5 por ciento en peso de ¡ma sa que previamente ha pasado a través de un medio de reaclción qje contiene uno o más compuestos aromáticos oxidables sometidos a la oxidación parcial. Para razones de inventario ele por día durante por lo menos 30 días consecutivos ele I : operación. Para razones económicas, es preferible qu:e por lo i menos aproximadamente 20 por ciento en peso de la alimentación ele solvente al medio de reacción de la presente invención recicle el solvente, más pre eriblemente por lo menos aproximadamente 40 por ciento en peso, todavía más I preferiblemente por lo menos aproximadamente 80 por ciento en peso, y mucho más preferiblemente por lo menos 90 por ciento en peso. Los inventores han descubierto que, por razones de actividad de reacción y para consideración de las impure za s metálicas dejadas en el producto de oxidación, las concentraciones de metales multivalentes seleccionados dentro i i de la alimentación del solvente reciclado están en i preferiblemente los intervalos especificados inmediatamente i enseguida. La concentración de hierro en el solvente reciclado está preferiblemente abajo de aproximadamente 150 ppmw, más preferiblemente abajo de aproximadamente 40 ppmw, y mucho más preferiblemente entre 0 y 8 ppmw. La concentración de níquel en el solvente reciclado está preferible iabajo ele aproximadamente 150 ppmw, más preferiblemente a!bajo cié aproximadamente 40 ppmw, y mucho más preferiblemente entre< 0 y 8 ppmw. La concentración de cromo en e l solvente reciclado está preferible abajo de aproximadamente 150 ppmw, más preferiblemente abajo de aproximadamente 40 ppmw, y mucho mas 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 aproximadamente 20 ppmw, y mucho más preferiblemente, entre O y ppmw. La concentración de titanio en el jsolvente reciclado está preferible abajo de aproximadamente 175 ppmw, más preferiblemente abajo de aproximadamente 20 ppmw, y mucho más preferiblemente entre 0 y ppmw. La concentración de cobre en el solvente reciclado está preferible abajo de aproximadamente 20 ppmw, más pre eriblemente abajo de aproximadamente 4 ppmw, y mucho más preferiblemente eintre 0 y 1 ppmw. Otras impurezas metálicas también están típicamente I presentes en el solvente reciclado generalmente que varían en niveles más bajos en producción a uno o más de los! metales listados en lo anterior. El control de los metales listados en lo anterior en los intervalos preferidos mantendrá otras impurezas metálicas en niveles adecuados. Estos metales pueden surgir como impurezas en cualquiera de las alimentaciones de proceso entrantes (por ejemplo, en el compuesto oxidable entrante, solventé, oxidante, y compuestos de catalizador). Alternativamente, los metales pueden surgir como productos de corrosiqn desde cualquiera de las unidades de proceso que hacen contacto cón el medio de reacción y/o que hacen contacto con el solvente reciclado. Los medios para controlar los metales en los intervalos de concentración divulgados incluyen la especificación apropiada y monitoreo de la pureza dé varias alimen aciones y el uso apropiado de materiales de construcción, que incluyen, pero no se limitan a,- muchos grados comerciales de titanio y de aceros inoxidables que incluyen aquellos grados conocidos como aceros inoxidables dobles y aceros inoxidables de molibdeno alto. ! Los inventores también han descubierto intervalos preferidos para los compuestos aromáticos seleccionados en el solvente reciclado. Estos incluyen compuestos aromáticos tanto precipitados como disueltos dentro del isolvenjte I reciclado. ¡ Sorprendentemente, aun el producto precipiliado (por ! I ejemplo, TPA) de una oxidación parcial de para-xileno, es un contaminante que se maneja en el solvente reciclado. j Debido a que hay sorprendentemente intervalos preferidos para los 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 alimentación ,de sólidos de TPA precipitados en el solvente reciclado en I ¡ I I niveles elevados ha sido descubierto por afectar adversamente el carácter de las partículas formadas dentro de un medio oxidación de precipitación, que conduce al carácter indeseable en las operaciones corriente abajo (por ejemplo, filtración del producto, lavado del solvente, digestión oxidada del producto crudo, disolución del producto crudo para procesamiento adicional, y así sucesivamente) . Otjra I característica indeseable de los sólidos precipitados en La alimentación del solvente reciclado es que estos frecuentemente contienen niveles muy altos de impurezas precipitadas, como es comparado a las concentraciones de impurezas en el volumen de sólidos dentro de las suspensiones de PTA de los cuales muchos de los solventes reciclados se obtienen. Posiblemente, los niveles elevados de impurezas observadas en los sólidos suspendidos en el material filtrajdo reciclado se puede relacionar a los tiempos de nucleaciión 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, ljas I i concentraciones de 2 , 6-dicarboxif luorenona altamente coloreada e indeseable se ha observado en niveles mucho más altos en sólidos presentes en el solvente reciclado a 80°C que se observan en los sólidos TPA separados en el solvente reciclado a 160°C. Similarmente , las concentraciones del ácido trisoftálico se han observado en niveles mucho más altos en sólidos presentes en el solvente reciclado jcompara'do a los niveles observados en los sólidos de PTA del medio ¡de ¡ I reacción. Exactamente como las impurezas precipitadlas transportadas dentro del comportamiento del ¡ solveijite 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 I I de reacción, tal vez en como la impureza precipitada se ubi|ca entro de los sólidos precipitados, y tal vez en la proporción local de la precipitación de TPA donde el primer sólijdo 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 recicla¡do en la forma disuelta o son materiales particulados transportados en las mismas. ¡ La cantidad de sólidos precipitados presentes en el material filtrado reciclado se determina mediante un método gravimétrico como sigue. Una muestra representativa se retijra del suministro de solvente al medio de reacción mientras que el solvente se hace fluir en un conducto hacia el medio de reacción. Un tamaño de muestra útil es de aproximadamente Í00 gramos capturada en un contenedor de vidrio que tiene aproximadamente 250 mililitros de volumen interno. , Antes jde 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 10u'°C; este enfriamiento es a fin de limitar la evaporación del solverfite durante el intervalo corto antes de que se cierre sellado en el contenedor de vidrio. Después de que la muestra se captura a presión atmosférica, el contenedor de vidrio se sella inmediatamente. Luego la muestra se deja enfriar aproximadamente 20°C mientras que se circunda por¡ aire i aproximadamente 20°C y sin convección forzada. Después de qje alcanza aproximadamente 20°C, la muestra se mantiene en esta condición durante por lo menos aproximadamente 2 horajs. Luego, el contenedor sellado se agita vigorosamente hasta que una distribución uniforme visible de sólidos es obtenida. Inmediatamente después, una barra agitadora magnética se adiciona al contenedor de muestra y se rota a una velocidjad i suficiente para mantener la distribución efectivamente uniforme de sólidos. Una alícuota de 10 mililitros dé líquido i mezclado con sólidos suspendidos se retira mediante la pipeta I y se pesa. Luego el volumen de la fase líquida de esta alícuota se separa medíante la filtración por vacío todavía aproximadamente 20°C y efectivamente sin pérdida de sólido's. Los sólidos húmedos filtrados de esta alícuota luego se secan, e ectivamente sin la sublimación de los sólidos, y estos sólidos secos se pesan. La relación del pesó de los sólidos secos al peso de la alícuota original de ¡la I suspensión es la fracción de sólidos, típicamente expresada I como un porcentaje y se refiere en la presente como !el contenido de filtrado reciclado de los solidos precipitados! a 20°C. 1 Los inventores han descubierto que los compuestos aromáticos disueltos en la fase líquida del medio de reacción y que comprenden ácidos carboxílicos aromáticos que carecen de grupos hidrocarbilo no aromáticos (por ejemplo, ácido isoftálico, ácido benzoico, ácido itálico, 2,5, -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 reacciones nocivas, lí'.sto, es ventajoso para controlar el contenido de i ¡ estos compuestos en intervalos preferidos en la fasej líquida del medio de reacción. Esto conduce a intervalos preferidos de compuestos seleccionados en alimentación del jsolvente reciclado y también a intervalos preferidos de precursores I seleccionados en la alimentación del compuesto aromático i 1 oxidable. Pot: ejemplo, en la oxidación parcial en fase líquida del para-xileno a ácido tereftálico (TPA) , los inventores han descubierto que la 2 , 7 -dicarboxi fluorenona de impurezas altamente coloreadas e indeseables (2,7-DCF) es virtua Imen te indetectable en el medio de reacción y la toma del producto cuando los compuestos aromáticos metasus'tituidos están en niveles muy bajos en el medio de reacción. Los inventores han descubierto que cuando la impureza de ácido isoftálico está presente en niveles de incrementación en la alimentación del solvente, la formación de 2,7-DCF se eleva I i 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. i Ademas, 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 i [ reacción. Este ácido isoftálico autogenerado puede, jiebido ¡a su solubilidad más grande que el TPA en el solvente que comprende ácido acético y agua, acumularse a tra és del tiempo en unidades comerciales que emplean solvente reciclado. Así, la cantidad de ácido isoftálico dentro de la alimentación de solvente, la cantidad de meta-xileno dentío de la alimentación de compuesto aromático oxidable y \a I proporción de autocreacion de ácido isoftálico derttro del I i medio de reacción todas se consideran apropiadamente e'n balance entre si y en balance con cualquiera i'de las , ? reacciones que consumen ácido isoftálico. El ácido isoftálico I ha sido descubierto para someterse a relaciones constructiva^ I i adicionales además de la formación de 2,7-DCF, como sje divulga enseguida. Además, los inventores han descubierto qu|e hay otros problemas para considerar cuando los intervalo¡s i I apropiados de dimensionamiento para las especies aromáticas sustituidas en la oxidación parcial del para-xilenoj a TPA. Otras impurezas altamente coloreadas e indeseables, tal como 2 , 6-dica rboxi fluorenona (2,6-DCF), parecen relacionarse grandemente a especies aromáticas para sustituidas, disueltas, que siempre están presentes con la alimentación del para-xileno a una oxidación en fase liquida. Asi, la supresión de 2,6-DCF se considera mejor en perspectiva con el nivel de otras impurezas coloreadas que están' siendo i producidas. · j Por ejemplo, en la oxidación parcial en fase i liquida del para-xileno a TPA los inventores han descubiertlo que la (formación de ácido trimelítico se eleva conforme los niveles de ácido isoftálico y ácido itálico se elevan dentro del medio de reacción. El ácido trimelítico es un ácido carboxilico trifuncional que conduce a la ramificación de las cadenas de polímero durante la producción de PET de1 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 ortosustituidás en el medio de reacción también dan origen a otros ácidos tricarboxí lieos (por ejemplo, 1 , 3 , 5- 1 rica rboxilbenceno )' . Además, la presencia incrementada de ácidos tricarboxí lieos i I en el medio de reacción incrementa la cantidad de la formación de ácido tetracarboxilico (por ejemplo, 1,2,4,5-tetracarboxibenceno ) . El control de la producción siumada de I todos los ácido carboxilicos aromáticos que tienen más de 2 grupos de ácido carboxilico es un factor en él dimensionamiento de los niveles preferidos de especies metasustituidos y ortosustituidas en la alimentación del solvente reciclado, en la alimentación de compuesto oxidable, ¡ j y en el medio de reacción de acuerdo a la presente invención. Por ejemplo, en la oxidación parcial jen fase i I liquida del para-xileno a TPA, los inventores han descubierto que los niveles incrementados en la fase liquida del imedio jde reacción de varios ácidos carboxilicos aromáticos disueltos que carecen de grupos de hidrocarbilo no aromáticos conducen directamente a la producción incrementada de monóxido de carbono y dióxido de carbono. Está producción incrementada de óxidos de carbono representa una pérdida de producción en I tanto el oxidante como el compuesto oxidable, puesto que muchos de los ácidos carboxilicos aromáticos coproducidjos posteriores, que por una parte se pueden observar como impurezas, por otra parte también tienen valor comercial. Asi, la remoción apropiada de los ácidos carboxilicbs 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 I varias fluorenonas y ácido trimelitico. t ' I Por ejemplo, en la oxidación parcial en fajse liquida del para-xileno a TPA, los inventores han descubierto que la formación de 2, 5, ' -tricarboxibifenilo es aparentemente inevitable. El 2 , 5 , 4 ' -tricarboxibifenilo es un í ácido tricarboxilico aromático formado mediánte ¡el I 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 jde arilo formado por la descarboxilación o descarbonilación jde unas especies aromáticas para-sustituidas. Afortunadamente, el 2 , 5 , 4 ' -tricarboxibifenilo típicamente se produce en niveles más bajos que el ácido trimelitico y no conduce usualmente a dificultades significantemente incrementadas don la ramificación de las moléculas de polímero durante ¡la producción de PET . Sin embargo, los inventores ijian descubierto que los niveles elevados de 2,5,4'-tricarboxibi fenilo en un medio de reacción que .comprende oxidación de aromáticos de alquilo de acuerdo a modalidad preferidas de la presente invención conducen a niveles incrementados de 2,6-DCF altamente coloreada e indeseable . i La 2,6-DCF incrementada posiblemente se crea del 2,5,4'-tricarboxibifenilo mediante el cierre de anillo con pérdida de una molécula de agua, aunque el mecanismo de reacción exacto no es conocido con certeza. Si el 2,5,4'-tricarboxibifenilo, que es más soluble en solvente 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 grupós i hidrocarbilo no aromáticos (por ejemplo, ácido isóftálic ) generalmente conducen a la supresión media de la actividad química del medio de reacción cuando está presente en la fase líquida en concentración suficiente. Por ejemplo, en la oxidación parcial en fase líquida del para-xileno a TPA, los inventores han descubierto que la precipitación frecuentemente no es ideal (es decir sjin equilibrio) con respecto a las concentraciones relativas de especies químicas diferentes en la fase sólida y en la fase líquida. Tal vez, esto es debido a que la proporción de precipitación es muy rápida en las proporciones de reacción de espacio-tiempo preferidas' en la presente, que conducen a la co-precipitación no ideal de impurezas, a un la oclusión, I así, cuando se desea limitar la concentración de ciertas impurezas (por ejemplo, ácido trimelítico y 2,6-DCF) dentiro del TPA crudo debido a la configuración de las operacionps unitarias corriente abajo, es preferible controlar s' u concent ación en la alimentación del solvente asi como su proporción de generación dentro del medio de reacción. Por ejemplo, los inventores han descubierto que los compuestos de benzofenona (por ejemplo, 4,4'-dicarboxibenzofenona y 2 , 5 , ' - tricarboxibenzofenona ) hechos durante la oxidación parcial del para-xileno, tienen efectps 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 antraquinónas . Ppr consiguiente, es deseable limitar la presencia de benzofenonas y precursores seleccionados en el solvente reciclado y en la alimentación del compuesto oxidable. Además, los inventores han descubierto que la presencia de niveles elevados de ácido benzoico, ya se admitido en el solvente reciclado o formado dentro del medio de reacción, conduce a proporciones elevadas de producción de 4,4'-dicarboxibenzofenona . En la revisión, los inventores han descubierto y cuantificado suficientemente un arreglo sorprendente de 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, i I los inventores han descubierto que los niveles incrementado l de ácido benzoico en el medio de reacción de ciertas modalidades de la presente invención conducen a la producción grandemente incrementada del ácido 9-fluorenona-2-ca boxilico altamente coloreado e indeseable, a niveles gra' ndemenjte incrementados de 4 , 4 ' -dicarboxidibifenilo, a ¡ niveles incrementados de , ' -dicarxibenzofenona , a una supresión media de actividad química de la oxidación propuesta del para-xileno, y a niveles incrementados de óxido de carbono y pérdidas de rendimiento concomitante. Los inventores han descubierto que los niveles incrementados de ácido benzoico en el medio de reacción también conducen a la producción i incrementada de ácido isoftálico y ácido itálico, los niveles i de los cuales se controlan deseablemente en intervalos bajos i j de acuerdo al aspecto similares de la invención acjtual. El número e importancia de reacciones que involucran ácido I | benzoico son tal vez aun más sorprendentes puesto qué algunos inventores actuales contemplan la utilización d l ácido benzoico en lugar de ácido acético como un cómponenjte primario de solvente (ver, por ejemplo, i paten¡te norteamericana No. 6,562,997) . Adicionalmente , los resentes inventores han observado que el ácido benzoico es i ! autogenerado durante la oxidación del para-xileno en proporciones que son muy importantes relajtiva i su formación de impurezas, tal como tolueno etilbenceno, comúnmente encontrados en la alimentación djel 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 de reacción aromáticos que ambos retienen los grupos de hidrocarbilo no aromáticos y también son relatí ivamenjte i solubles en el solvente reciclado. En general, estos i compuestos se alimentan ya sea a o se crean dentro del medio j de reacción en proporciones sustancialmente más grandes que ¡ su presencia en el solvente reciclado; y la proporción ele estos compuestos dentro del medio de reacción es suficientemente grande, retienen uno o más de los grupos hidrocarbilo no aromáticos, para limitar apropiadamente su acumulación dentro del solvente reciclado. Por ejemplo, I durante la oxidación parcial del para-xileno en un medio de reacción de fases múltiples, el para-xileno se evapora a un grado limitado junto con grandes cantidades de solventé. 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 I reciclado. Por ejemplo, si el solvente se separa de l¡os 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 di;suelto j 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 regul'ar separadamente el ácido paratoluico en esta porción djel solvente reciclado debido a su solubilidad relativamente buena y a su gasto de flujo de mas bajo relativo a la presipn de ácido paratoluico dentro del medio de reacción.

Similarmente, los inventores han descubierto poca razón pa|ra limitar las concentraciones en el solvente recicladó de lps compuestos aromáticos con sustituyen tes de metilo (ppr ejemplo ácidos toluico) , aldehidos aromáticos (por lejemplb, teref taldehido) , de compuestos aromáticos con sustituyenos 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 líqjuida que sale del medio de reacción que ocurre en la oxidación ! ¡ porción del xileno de acuerdo las modalidades preféridas e la presente invención. Sorprendentemente, los inventorjes I ?d? ! también han descubierto que también no es necesario regullar en el solvente reciclado la concentración de fenoljes seleccionados intrínsecamente producidos durante la oxidaci|ón 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-hidroxiben zoico tiene efectos relativamente pequeños sobre la i actividad química en las modalidades preferidas de da \ I presente invención cuando se co-alimentan en proporciones Ide arriba de 2 gramos de ácido 4 -hidroxibenzoico por un I kilogramo de para-xileno, mucho más alto que la presencia natural en el solvente reciclado, a pesar de que se reporta por otros, como un veneno significante en el medio de reacción similar (ver, por ejemplo, W. Partenheimer , Catalysis Today 23 (1995) p. 81) . Así, existen numerosas reacciones y numerosas consideraciones en establecer los intervalos preferidos de varias impurezas aromáticas en la alimentación del solvente como ahora de divulga. Estos descubrimientos se establecen 1 en términos de composición promedio en peso agregado de todas las corrientes de solvente que se alimentan al medio de reacción durante el curso de un período de tiempo ajustado, preferiblemente un día, más preferiblemente una hora, y mucho más preferiblemente un minuto. Por ejemplo, si una i I alimentación de solvente fluye sustancialmente dé 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 dje manera continua con una composición de 2,000 ppmw de ácido isoftálico en un gasto de flujo de 10 kilogramos por minuto, i y no hay otras corrientes de alimentación de solvente que entran al medio de reacción, luego la composición solvente se calculo (40 * 7 + 2,000 * 10)/ (7 + 10) 0= 1,193 ppmw de ácido isoftálico. Es notable que el peso de icualqud er alimentación de compuesto oxidable o de jcualquier 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 ca'lculación de la composición promedio en peso agregado' de ! la alimentación. ; (4,4'-DCS), 2 , 6-dicarboxiantraquinona (2,6-DCA), 2^6-dicarboxi fluorenona (2,6-DCF), 2 , 7-dicarboxifluorenpna (2¡, 7- DCF) , 3 , 5-dicarboxifluorenona (3,5-DCF), ácido 9-f luorenona-2-carboxí lico (9F-2CA), ácido 9-fluorenona- -carboxílico (9F-4CA), fluorenonas totales que incluyen otras fluorenonas no listadas individualmente (fluorenonas totales), 4,4'-dicarboxibifenilo (4,4'-DCB), 2 , 5 , 4 ' -tribicarboxifenilo (2, 5, 4' -TCB) , ácido ftálico (PA), ácido isoftálicp ( IPA) , ácido benzoico (BA), ácido trimelitico (TMA) dicarboxibenzocumarina (2,6-DCBC) , 4 , 4 ' -dicarboxibencil (4,4' -DCBZ ) , , ' -dicarboxibenzofenona (4,4' -DCBP) , 2,5,4'-tricarboxibenzofenona ( 2 , 5 , 4 ' -TCBP) , ácido tereftálico TP i sólidos precipitados a 20°, y ácidos carboxílic s aromáticos totales que carecen de grupos hidrocarbilo no aromático, la Tabla 1, enseguida proporciona' a ljas cantidades preferidas de estas impurezas en el GTA i producido de acuerdo a una modalidad de la presente I invención. TABLA 1 -Componentes de la Alimentación de Solven'te Introducida en el Medio de Reacción . j I I Muchas otras impurezas aromáticas también están típicamente presentes en el solvente reciclado, que varían generalmente en niveles uniforme y/o en proporción de uno ¡ o más de los compuestos aromáticos divulgados. Los métodos para controlar los compuestos aromáticos divulgados en los intervalos preferidos típicamente mantendrán otras impurezas aromáticas en niveles adecuados.

I I Cuando el bromo se utiliza dentro del medio 'de I 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 jde 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 i condiciones o puede rápidamente hidrolizarse en otras condiciones para formar ácido A -hidroximetilbenzoicó y brcjmo de hidrógeno. En la presente invención, es preferible que por lo menos aproximadamente 40 por ciento en peso, mas preferible que por lo menos aproximadamente 60 por ciento en peso, y mucho más preferible que por lo menos aproximadamente 80 por ciento en peso de la masa total del bromo presente ,en la alimentación de solvente agregada al medio de ¡ reacción esté en uno o más de las siguientes formas químicas: brómo iónico, ácido alfa-bromo-para-toluico y ácido bromoacético . | i 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 ila alimentación de solvente se pueden juntar de varios métodos ya conocidos en la técnica. Primero, cualquier solvente j evaporado del medio de reacción es típicamente de pureza adecuada que proporciona aquel líquido o sólido del ¡medio ele 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 presenté, apropiadamen e limita tai transportación; y el solvente ¡ I recicíado de pureza adecuada con respecto al compuesto aromático se puede condensar de tal gas de la purificación más difícil y costosa de solvente de soplado típicamente se rela tomado del medio de reacción en al forma líquida y al ¦ i solvente que subsecuentemente hace contacto con la fase líquida y/o sólida del medio de reacción retiradas del recipiente de reacción (por ejemplo, solvente rieciclado obtenido de un filtro en el que los sólidos se concentran yjo i se lavan, solvente recicíado obtenido de una centrífuga y que los sólidos se concentran y/o se lavan, el solvente r'eciclado tomado de una operación de cristalización, y así sucesivamente) . Sin embargo, los medios son también conocidos en al técnica para efectuar la purificación necesaria de ¡ i estas corrientes de solvente reciclada utilizando una o más descripciones previas. Con respecto al control de . sólidos precipitados en el solvente recicíado que está dentro de los intervalos especificados, los medios de control adecuadós incluyen, pero no se limitan a, sedimentación gravimétrica , filtración mecánica utilizando tela filtrante sobre filtros de banda rotatorios y filtros de tambor rotatorios, i i 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 control1 incluye, : i pero no se limita a, aquellos divulgados en la' patente norteamericana No. 4,939,297 y la publicación de sol Licitud de patente no teamericana No, 2005-0039288, incorporado en la presente por referencia. Sin embargo, ninguna de estas invenciones previas descubrieron y divulgaron los niveles preferidos de pureza en la alimentación de solvente agregado como se divulga en la presente. Más bien, estas invenciones previas meramente proporcionan medios para purificar corrientes seleccionadas y parciales del solvente reciclado i sin deducir la inventiva presente, valores óptimos de lia composición de la alimentación de solvente promedio en peso agregado al medio de reacción. Volviendo ahora a la pureza de la alimentación del compuesto oxidable, es conocido que ciertos niveles de ácido isoftálico, ácido ftálico, y ácido benzoico están presentes y tolerables en niveles bajos en TPA purificado utilizado pára I la producción de polímero. Por otra parte, es conocido que estas especies son relativamente más solubles en muchos solventes y se pueden remover ventajosamente i de TPA purificado mediante procesos de cristalización. Sin 1 embargo, a partir de una modalidad de la invención divulgada en ¡la , ' I presente, es ahora conocido que el control del nivel de varias especies aromáticas relativamente solubles, notablemente que incluyen ácido isoftálico, ácido ftálico, y ácido benzoico, en la fase liquida del medio de reacción jes sorprendentemente importante para controlar el nivel 'de compuestos aromáticos policiclicos y coloreados creados en el medio de reacción, para controlar los compuestos con 'más de 2 funciones de ácido carboxilico por molécula, para controlar i la actividad de reacción dentro del medio de reacción de oxidación parcial, y para controlar las pérdidas de rendimien o del oxidante y del compuesto aromático. Es conocido dentro de la técnica que el ácido isoftálico, ácido ftálico, y ácido benzoico se formen en el medio de reacción como sigue. La impureza de alimentación de Meta-Xileno se oxida en buen con conversión y produce a IP . 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 tajmbién se forman dentro de un medio de reacción que comprende parja-xileno por medios diferentes a la oxidación de meta-xilen!o , ortoxileno, etilbenceno y tolueno. Estas otras rutas químicas intrínsicas posiblemente incluyen descarbonilación, descarboxilación, la reorganización de estado de transición, y la adición de radicales de metilo y carbonilo a anillos aromáticos . En la determinación de intervalos preferidos de impurezas en la alimentación del compuesto oxidable;, muchjos factores son relevantes. Cualquier impureza en [la alimentación probablemente va a ser una pérdida íde rendimiento directo u un costo de purificación de productos| y los requerimientos de pureza del producto oxidado sbn suficientemente estrictos (por ejemplo, en un medio de reacción para la oxidación parcial del para-xileno, tolueno y etilbenceno típicamente encontrados en el para-xileno de pureza comercial conduce al ácido benzoico, y este ácido benzoico es grandemente removido de la mayoría del ??? comercial) . Cuando el producto de oxidación parcial de una impureza de alimentación participa en las reacciones adicionales, los factores diferentes a la pérdida de rendimiento simple y la remoción llega a ser apropiada cuando en la consideración de cuanto costo de purificación de alimentación incurre (por ejemplo, en un medio de reacción para la oxidación parcial o del para-xileno, el etilbenceno I conduce ácido benzoico, y el ácido benzoico subsecue'ntemen" I conduce a ácido 9-fluorenona-2-carboxí lico altamente coloreado, a ácido isoftálico, a ácido oftálico, y a óxidos de carbono incrementados, entre otros) . Cuando el medio de reacción genera por si mismo cantidades adicionales de una impureza mediante mecanismos químicos no relacionados directamente a las impurezas de alimentación, el análisis llega a ser todavía más complejo (por ejemplo, en un 'medio de reacción para la oxidación parcial del para-xileno, jsl ácicio benzoico también se autogenera del para-xileno por s'i mismo. ademas, el procesamiento de corriente abajo del producto de oxidación crudo puede afectar las consideraciones |para pureza de alimentación preferida. Por ejemplo, el co s o de la remoción a niveles adecuados de una impureza directa (ácio!o benzoico e impurezas subsecuentes (ácido isoftálicó, ácido i itálico, ácido 9-fluorenona-2-carboxí lico, y colaboradores) puede ser uno y el mismo, puede ser diferentes ent^e sí, y pueden ser diferentes de los requerimientos de remoción de 1 I una impureza grandemente no relacionada (por ejemplo, el producto de oxidación incompleto 4-CBA en la oxidación de¡l i i para-xileno a TPA) . ' ! Los siguientes intervalos de pureza de alimentación i divulgados para el para-xileno se prefieren donde el para-xileno se alimenta con el solvente y el oxidante a un medio i de reacción para la oxidación parcial para producjir TPA. i Estos intervalos son más preferidos en el proceso producción de TPA que tiene etapas de post-oxidaciión 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 I i dimetxí teref talato mas los ásteres de impurezas y separación subsecuente del éster de metilo 4-CBA mediante la destilación, mediante los métodos de digestión oxidantes para i convertir 4-CBA a TPA, mediante métodos de hidrogenación para convertir 4-CBA a ácido para-toluico, que luego sej separan mediante métodos de cristalización parciales. Estos intervalos son mucho más preferidos en los procesos ¡de i ' producción de TPA que remueven 4-CBA adicional de C;TA 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 ' formadjos directamente de la oxidación de las impurezas de alimentaci'ón como son comparados a otras rutas químicas intrínsecas, l'os intervalos mejorados para las impurezas que h'an sido descubiertas para el para-xileno impuro que se alimenta a un proceso de oxidación parcial para la producción de, TPA. La Tabla 2 enseguida proporciona valores preferidos ¡para ta cantidad de meta-xileno, orto-xileno, y etilbenceno -ti tolueno en la alimentación del para-xileno. ' Tabla 2 - Componentes de la Alimentación de para-xileno Impuro Aquellos expertos en la técnica ahora reconocerán que las impurezas anteriores dentro del para-xileno pueden tener su efecto más grande sobre el medio de reacción después de que sus productos de oxidación parciales se han acumulado en el solvente reciclado. Por ejemplo, la alimentación de la I cantidad superior del intervalo más preferido de meta-xilenó, 4 00 ppmw, inmediatamente producirá aproximadamente 200 ppmw de ácido isoftálico dentro de la fase liquida del medio de reacción cuando opera con aproximadamente 33 por ciento en peso de sólidos en el medio de reacción. Esto se comjoara con una entrada de las cantidades superior del intercalo mas preferido para el ácido isoftálico en el solvente reciclado de 400 ppmw el cual, después de tomar en cuenta una evaporación de solvente típico para enfriar el medio de reacción, ascienden aproximadamente 1,200 de ácido isoftálico dentro de la fase líquida del medio de reacción. Así, es la acumulación de los productos de oxidación parcial sobre el I 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 I para-xileno impuro. Por consiguiente, los iritervalós 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 día para por lo menos siete días consecutivos de ¡ i operación, y mucho más preferiblemente cuando los promedios pesado en mas de la composición de alimentación del pará-xileno impuro está dentro de los intervalos preferidois por l menos 30 días consecutivos de operación. Los medios para obtener el para-xileno impuro de pureza preferida ya son conocidos en la técnica e iincluyen, pero no se limitan a, destilación, métodos de crista ización parcial en temperaturas sub-ambientales, y métodos de criba I i molecular utilizando la adsorción de tamaño de potro selectiva. Sin embargo, los intervalos preferidos de pureza especificada en la presente son, en su extremo alto, mas 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 excesi amente costosa de para-xileno para j alimentar un medio de reacción de oxidación parcial al descubrir y divulgar donde los efectos combinados de la autogeneración de la 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 i "ácido benzoico generado de impurezas" denotaré e;l ácido benzoico derivado de cualquier fuente diferente de xileno durante la oxidación del xileno. ! Como se divulga en la presente, una porción de ácido benzoico producido durante la oxidación de xileno se deriva de xileno por si mismo. Está producción de ácido benzoico de xileno es distintamente además de cualquier porción de producción de ácido benzoico que puede ser ácido benzoico generado de impurezas. Sin que sea relacionado p|or la teoría, se cree que el ácido benzoico se deriva de xilejno 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 producjir de esta manera radicales de arilo. Estos radicales :de arilo luego se pueden separar de un átomo de hidrógeno de uno de i muchas fuentes disponibles en el medio de reacción y:producir i ácido benzoico au togenerado . Cualquiera que sea el mecanismo químico, el término "ácido benzoico" autogenerado, : como se utiliza en la presente, denotará el ácido benzoico derivaLo de xileno durante la oxidación de xileno. 1 Como también se divulga en la presente, c'uando el I iíeno se oxida para producir ácido tereftálico (????) , la producción de ácido benzoico autogenerado causa la pérdicia de rendimiento del para-xileno y la pérdida del rendimiento i del oxidante. Además, la presencia de ácido benzoiho 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 monó- ! I carboxi-fluorenonas . El acido benzoico autogenerado! también contribuye a la acumulación indeseable de ácido benzoico en el material filtrado reciclado que además eleva la 1% concentración del ácido benzoico en la fase liquida del medio i de reacción. Asi, la formación del ácido benzoico autogenerado se minimiza deseablemente, pero esto también se considera apropiadamente de manera simultánea con el ácido benzoico generado de impurezas, con factores que afectan el consumo del ácido benzoico, con factores característicos 'de otos problemas de selectividad de reacción, y con economía completa . ' ¡ inventores han descubierto la autogeneración de ácido benzoico se puede controlar Ipara los niveles mediante la selección apropiada de, por ¡ejemplo, temperatura, distribución de xileno, y disponibilidad de oxígeno dentro del medio de reacción durante la oxidaciójn. 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 es¡ta i manera el aspecto de pérdida de rendimiento del áci'do benzoico autogenerado. La disponibilidad de I oxígeno suficiente parece dirigir los radicales de arilo hacia otrps productos más benignos, en particular ácid¡os hidroxibenzoicos . La distribución de xileno en el Imedio :de reacción también puede afectar el balance entre la conversión del radical arilo a ácido benzoico o ácido hidroxibenzoicó . Cualquiera que sean los mecanismos químicos, los inventores I 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 hidroxiben zoico a monóxido de carbono y/o dióxido de carbono, el cual se remueve fácilmente del producto de oxidación. En una modalidad preferida de la presente invención, el reactor de oxidación se configura y se, opera de una manera tal que la formación de ácido ' benzoico autogenerado se minimiza y la oxidación de los ácidos hidrobenzoicos a monóxido de carbono y/o dióxido de carbono se maximiza. Cuando el reactor de oxidación se emplea pa¡ra oxidar para-xileno a ácido tereftálico, se prefier¡e que el para-xileno constituye por lo menos aproximadamente 50 por ciento en peso del xiieno 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-xiléno constituye por lo menos aproximadamente 95 por ciento en peso del xileno total en la corriente de alimentación. Mucho más preferiblemente, el para-xileno constituye sustancialmente todo el xileno total en la corriente de alimentación. Cuando el reactor se emplea para oxidar el para-xileno a ácido tereftálico, se prefie e que la proporción de I producción de áci do tere tálico sea maximi zada , mientras que la proporción de producción del ácido benzoico autógenerado se minimice. Preferiblemente, la relación de la propo ción Ide producción (en peso) de ácido teref álico a la proporción de producción (en peso) de ácido benzoico au ógenerado es por lo menos aproximadamente 500:1, más preferiblemente por lo menos aproximadamente 1,000:1 y mucho más preferiblemente por lo menos 1, 500 : 1. Corno será visto enseguida, la proporción |de í producción del ácido benzoico autógenerado se mi¡de preferiblemente cuando la concentración de ácido benzoico ¡en la fase liquida del medio de reacción está abajo ide 2,?|?? ppmw, más preferiblemente aba o de 1 , 000 pprnw y mucho más preferiblemen e aba o de 500 ppmw, debido a que estas concentraciones bajas suprimen las reacciones de proporciones adecuadamente bajas que convier en al ácido benzoico a otros compuestos . 1 La combinac ón del ácido benzoico autógenerado y ;el ácido benzoico generado por impurezas, la relación de 'la proporción de producción (en peso) de ácido tereftálico a tía proporción de producción (en peso) de ácido benzoico total :es preferiblemente por lo menos a aproximadamente 402:1, más preferiblemente por lo menos aproximadamente 700 : 1 , y mucho má preferiblemen e por lo menos 1,100:1. Como será observado , i enseguida, la proporción sumada de producción del ácido i benzoico autógenerado más el. ácido ben oico genej ado 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 cue estas bajas concentraciones suprimen las reacciones jde proporciones adecuadamente bajas que convierten el áci|do benzoico a otros compuestos. Como se divulga en la presente, las concentración1 es elevadas de ácido benzoico en la fase liquida del medio ¡de reacción conduce a la formación incrementada de muchos otros compuestos aromáticos, varios de los cuales son impurezas nocivas en el TPA; y, como se divulga en la presente, concentraciones elevadas de ácido benzoico en la fase liquida ele1 med io de reacción conducen 1 a forma ción i ncrementada jde gases de óxido de carbono, la formación de lo cual representa i la pérdida de rendimiento sobre el oxidante y sobre los compuestos aromáticos y/o el solvente. Además, ¡ahora ¡se divulga que los inventores han descubierto una porción considerable de esta información incremen ada de otros compuestos aromáticos y de óxidos de carbono derivados de reacciones que convierten algo de las moléculas ide ácido benzorco 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 p so promediado en tiempo de todo el ácido benzoico que sale del medio de reacción menos el peso promediado en tiempo de todo el ácido benzoico que entra en el medio de reacción durante el mismo periodo de tiempo. Esta generación neta de ácido benzoico frecuentemente es positiva, conducida ' por las proporciones de formación del ácido benzoico generado por impurezas y del ácido benzoico autogenerado .

Sin embargo, los inventores han descubierto que la proporción ¡ ¡ de conversión del ácido benzoico al ácido benzoico · a óxidos de carbono, y a va ios o ros compuestos, parece in¡erementar aproximadamente de manera lineal como la concentración de ácido benzoico se incrementa en la fase liquida del' medio |de reacción, medida cuando ot as condiciones de rea ción que i í comp enden te pera ura, dis onibilidad de oxigeno; STR, i y actividad de reacción se mantienen aproximadamente constantes . Asi, cuando la concentración de ácido belnzoico|en la fase liquida del medio de reacción es su ficijentemeijite grande, tal vez debido a una concentración elevada ' de ácido i 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 ele ácido- benzoico nuevas. En este caso, la generación neta de ácido benzoico puede llegar a ser balanceada cerca de cero o aun negativa. I ¡ Los inventores han descubierto que cuando la generación neta de ácido benzoico es positi a, luego la relación de la proporción de producción (en peso) de ácido tere ftál ¡ico en el medio de reacción comparada a la proporción de generación neta de ácido benzoico en el medio de reacción les 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 cuaijido la generación neta de ácido benzoico es negativa, la relación i de la proporción de producción (en peso) de ácido tereftáii co en el medio de reacción comparada a la propojrción de generación neta de ácido benzoico en el medio de reacción es preferiblemente arriba de aproximadamente 200 : (¡-1 ) , más i preferiblemente arriba de apro imadamente 1,00: (-1); y mucho más preferiblemente arriba de 5,000: (-1) . ¡ Los in entores también han descubie to intervalos preferidos para la composición de la suspensión (liquido + sólido) retirada del medio de reacción v para la porción CTA i sólida de la suspensión. La suspensión preferida y las composiciones de C A preferidas son sorprendentemente i superiores y útiles. Por ejemplo, el TPA purificado producido de este CTA preferido mediante la digestión oxidante tiene un nivel suficientemente balo de impurezas totales y de impurezas coloreadas tal que el TPA purificado es 'adecuado, sin la hidrogenación de 4-CBA adicional y/o las impurezas coloreadas, pa a un amplio intervalo de aplicaciones en las fibras de F'ET y aplicaciones de envasado de EPT. Por 'ejemplo, I la composición de suspensión preferida proporciona ¡una fase 1 i.qu i da de 1 med i o de rea cc ió n que es rei.a t i vamen e; baja |e n 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 impor tari ir. emen o ayuda al procesamiento subsecuente dé liquido de la suspensión a llegar a ser el solvente jeciclado adecuadamente puro, de acuerdo a otras modalidades de la p ese n e r n v en cion. l El CTA producido de acuerdo a una modalidad de ¡la presente invención, contiene menos impurezas ele los tipos seleccionados que el CTA produce mediante procesos y aparatos convencí. ona3.es , notabl mente o aquellos que emplean solvente reci ciado. Las impurezas que pueden estar presentes en el CTA incluyen lo siguiente. 4 -carboxibenza Idehido (4-CBA1), 4,4j'-¦di ca i:;ox 1. s í: i 1 oene ( 4 , 1 ' - DCS ) , 2 , 6-d i ca r?ox i.a n t ra qu i. nona ( 2 , fe-DCA) , 2 , 6-ciicarboxif luorenona (2,6-DCF) , 2 , |"7 — dicarbo/.if luorenona (2, 7-DCF) , 3, 5-dicarboxif luorenona (3,j5-DCF) , ácido 9-f luorenona-2-carbovilico (9F-2CA) , ácido 9-f 1uor e nona -4 -ca rbox i i ico (9F-4CA) , 4,4' -dicarboxibifeníil (4,4'-IX:B) , 2, 5, 4' -tricarboxibifenil ¡2,5,4' --TCB) ,, ácido itálico (PA) , acido isoftálico !IPA) , ácido benzoico (BA¡), ácido t. rime 1 Urico (TMA) , ácido para-toluico ( PTAC ) , 2,6-dicarboxiben zocurnar ina (2, 6- CBC) , 4, 4 ' dica rboxibenci 1 ( 4 , j ' - DCBZ) , 4 , 4 ' -dicarboxibenxofenona (4, 4' -DCBP) , 2, 5, 4' - i tricarboxibenzofenona ( 2 , 5 , ' -TCBP ) . Tabla 3, enseguida proporciona las cantidades preferidas de estas impurezas en CTA producido de acuerdo a una mod lidad de la presente invención . TABLA 3 - Impurezas de CTA TMA <800 10-400 20 - 200 PTAC < 2,000 10- 1,000 50 - 500 2,6-DCBC < 64 <32 <8 4,4'-DCBZ < 12 <8 <4 4,4'-DCBP <40 < 30 < 20 2,5,4'-TCBP < 32 < 16 <4 Además, se prefiere que el CTA producido de acuerdo a una modalidad de la p esente invención tenga contenido de color reducido relativo al CTA p oducido mediant oirocesos y i aparatos convenc onales, notab] emente aquellos qué emplean solvente reciclado. Asi, se pretiere que el CTA producido de acuerdo a una modalidad de la presente invención tenca un por ciento de transmisión por ciento en 340 nanómetros (nm) |de por Jo menos aproximadamente 25 por ciento, rjtás I preferiblemente por lo menos aproximadamente 50 por piento, y i mucho mas prerer ibiemente oe po lo menos 60 por ciento . Se : i prefiere adicionalmente que el CTA producido :de acuerdo a una modalidad de la presente invención teriga un por cien o de ansmisión po cien o a 400 nía nórnetbos (nm) de por lo menos aproximadamente 88 por ciento, más preferiblemente por lo menos aproximadamente] 90 por ciento, y mucho más preferiblemente de por lo menos 92 por ¦i I ciento . I La prueba para el por ciento de tranbmitenc la proporciona una medición de las impurezas adsorbentes de luz, coloreadas, presentes del PTA o CTA. Corno se utilijza en la presente, la prueba se refiere a mediciones hechas sobre una porción ié una solución preparada al disolver 2.00 g amos ¡de i TPA o CTA sólido seco en 20.0 mililitros de dimetiljsulfóxido (DM50) , grado analítico o mejor. Una porción de esta 1 solución luego se coloca en una celda de flu o de sémi -micro Hellrna, PN 176.700, la cual se hace de cuarzo y ti'ene unja ruta de luz de 1.0 crn y n volumen de 0.39 mililitros (Hellma · USA, 80 Skyline Orive, Plainview, NY 11803) . uln espect ro fotórnet ro de Diode Array Agilent 9453 se utiliza para medir 3 a 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 po,r cien po I cíe transrrutencia, que caracterizan de la tracción' de luz incidente que se transmite a t avés de la solivión, se reporta direc amente mediante la máquina . Los valores jde transmisión por ciento en las longitudes de ;onda ¡de luz ele 3?0 nanórnetros y ·¦] 00 nanórnetros sjon particularmente útiles para la disc iminación del TPA puro cié muchas de las impurezas típicamente encontradas en la mi sma . Los intervalos preferidos de varias impurezas aromáticas en la fase de suspensión (sólido + liquido) 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 liquida del medio de reacción mientras que útilmente e ita las dificult des experimentales que pe tenecen a la precipitac: ón de los componentes de fase liquida adicional del ! medio de reacción en los componentes de fase sólida durante i e1 muestreo del medio de reacción, la separación de los líquidos y sólidos, y el cambio de las condiciones analí icas. Muchas otras impurezas aromáticas también están típicamente presentes en la fase de suspensión del medio de reacción y el CTA del medio de reacción, qué varían generalmente en niveles aun más bajos y/o en proporción a uno o más de los compuestos aromáticos divulgados. El control de los compuestos aromáticos divulgados en los intervalos preferidos mantendrá otras impurezas aromáticas en niveles adecuado. Estas composiciones ven ajosas para la fase se suspensión en el medio de reacción y para el CTA sólido tomado direc amente de la suspensión se permiten ál operjar con modalidades de la invención divulgadas en la preseríte para la oxidación parcial del. para-xileno a ???. 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 croma ografía líquidos. Dos modalidades intercambiables ahora se describen . ¡ El método referido en la presente corno HPLC-DAD comprende cromatografía liquida de alta presión (HPLC) acoplada con un detector de arreglo de diodo (DAD) para pro?o rciona r la se a .?:aci..6n y cua nt i fi ca ci ón de vari|as especies moleculares dentro de una muestra dada. ,E1 instrumento utilizado en esta medición es un HPLC model!os 12100 equipado con un DAD, proporcionado por Agilent Technologies (Palo Alto, CA) , aunque otros instrumentos adecuados también son comercia Intente disponibles y de otros proveedores. Como se conoce en la técnica, tanto el tiempo ¡de elución como la respuesta detectora se calibran utilizando i compuestos conocidos presentes en cantidades cpnocidás, i compuestos y cantidades que son apropiadas para aquellos que ' i ocurren en muestras desconocidas actuales. i El método referido en la presente corno! HPLC-MS comprende cromatografía liquida de alta presión (HPLC) ; i acopl do con la espec rometría de masas (MS) para p oporcionar la sepa ación, iden ificación, y cuan ti ficación de varias especies moleculares dentro de una especie dadla. Los instrumentos utilizados en esta medición es ' un HPLC Alliance y ZQ MS proporcionado por aters Corp . .(Milfoíd, MA) , aunque otros instrumentos adecuados también son I comercia lrnente disponibles y de otros proveedores., Como jse conoce en la técnica, tanto el tiempo de elusiónl corno j la respuesta de espectromé rica de masas se calibran utilizando compuestos conocidos presentes en cantidades conocidas, compuestos y cantidades que son apropiadas pa a aquellas que ocurren en l s muestras desconocidas actuales. ! O ra modalidad de la invención actual se relaciona a la oxidación pa cial del compues o oxidable aromá ico con el resto apropiado de la suspensión de las impurezas ¡ el resjto apropiado de la suspensión de las impurezas aromáticas nocivas por una parte contra la producción del dióxido !de carbono y monóxido de carbono, colectivamente (COx) , en 'la otra parte. Estos óxidos de carbono típicamente sales cel recipiente de reacción en el gas de descarga, y corresponcen a una pérdida destructiva del solvente y del compuesto oxidable, que incluyen los derivados oxidados fLnalmer te preferidos (por ejemplo, ácido acético, para-xilend y TPÍ I Los inventores han descubierto enlaces inferiores para la producción ríe ó:-; i dos de ca bono abalo de los cuales paréce que la creación alc de impurezas aromáticas noci asi, corno se describe enseg ida, y el nivel de con ersión completo bajo son inevitablemente muy deficientes para ser de · utilidad económica. Los inventores también han descubierto enlaces superiores de óxidos de carbono arriba de los duales la I generación de óxidos de carbono continúa a incrementarse con poco valor adicional proporcionado por la reducción en la generación de impurezas aromá icas nocivas . Los inventores han descubierto que la reducción I de i las concentraciones en fase líquida de la alimentación del compuesto oxidable aromático y de las especies intermedias a omáticas dent o de un medio de reacción conducen . a i í proporciones de generación m s baios p ra las nocivas durante la oxidación parcial del compuesto oxi a e a ro [Tiá t i co . Es ta s i rnpu re za s noc .i as i nc 1 u yen a n i 1 ios aromáticos acoplados y/o moléculas aromáticas que contienen más del número deseado de qrupos de ácido carboxílico (por ejemplo, en la oxidación del par a-xi leño de las impurezas nocivas incluyen 2 , ß-dica rboxiantraquinona , 2,6-dicarboxifluorenona, ácido t imel ít ico , 2,5,4· -tricarboxibifenilo, y 2,5, ' -benzofenona) . Las especips ' i intermedias aromáticas incluyen compuestos aromáticos descendidos de la alimentación del compuesto aromático oxidable y todavía que retienen grupos hidrocarbilo no aromá icos (por ejemplo, en la oxidación del para-xileno de las especies intermedias aromáticas comprenden para-tolualdehído, tere f ta 1 debido , ácido paratoluico, ?-CBA, ácido ?-hidrexime til benzoico, y ácido alfa-bromo-para-toluico) . La alimentación de compuesto ox da le aromático y las especies intermedias aromáticas que retienen grupos hidrocarbilo no aromáticos, cuando están presentes en la fase líq da 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 qrupos de hidrocarbilo no aromáticos (por ejemplo, ácido isoftálico) . El juste con ra esta necesidad para la ac ividad de reacción más alta para su rimir la formación aromáticas nocivas durante la oxidación parcial aromá ico oxidable, los i ¡'¡ventores 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 alquilas "í 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 p oducto dese do de cido carboxilico (por e emplo, TRA) también es á sujeto a la sobre oxidación a los óxidos ¡de ca bono cu arr o est n presen es en la fase líquida cjlel medio de reacción. I ¡ También es importante apreciar que la \ presente invención se relaciona a reacciones en la fase lícjuida del medio de reacción y a las concentraciones de reactivos en los mismos . Esto está en contraste a algunas invenciones previjas que se relacionan directamente a la creación en la forma sólida precipitada del compuesto aromático que retiene grupjos I hidrocarbilos no aromáticos. Específicamente, para :1a I oxidación parcial del para-xileno a TPA, ciertas invenciones previas corresponden a la cantidad de -CBA precipitado en la fase solida del. OTA. Sin embargo, los presentes inventores han de cubierto una variación de mayor que dos a uno para !l.a re 1 a c ión de ? -CBA en la ía se so1. ida a 4-CBA en la fase líquida, utilizando las mismas especificaciones de temperatura, presión, catálisis, composición de solvente, y proporción de reacción do espacio-tiempo del. para-xileno dependiendo en si la oxidación parcial se conduce en un auto clave o en un medio do 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-QBA en la fase solida a 4-CBA en la fase líquida también puedjen variar por más de dos a uno en ya sea en medio de reacción bien mécela do o de etapas de e diendo en la proporción de reacción de espacio- tiempo del para-xileno y de otra maneira i las especificaciones simi lares de temperatura, 1 presió'n , catálisis, y composición del. solvente. Adiciona imentie , la ¡ - j 1 CBA en el CTA de fase sólida no parece contribuir a ¡la formación de impurezas nocivas, y el. 4-CBA en la fase sóli'da I ; puede ser recuperado y oxidado sobre el TPA simplemente y en rendimiento alto (por ejemplo mediante la digestión ' oxidante j de la suspensión de CTA como se describe en la piesentej) ; mientr s aue la remoción de las impurezas noci as ¡es mucho I más difícil y costosa que la remoción del 4-CBA ¦ de fase sólida, y la producción de óxidos de carbono representa uha pérdida de rendimiento permanente. Así, es importante distinguir que esl::e as peoto de la resente invención se relaciona a composiciones en fase liquida en el. medio de reacción. Si la fuente de] 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 especifica de temperatura, metales, halógeno, tem eratura, acidez del medio de reacción corno 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 cidos toluicos a la mitad de la altura del medio de reacción, el fondo del medio de reacciójn, y la paite superior del. medio de reacción Así, surge un balance simultáneo importante pa|ra minimizar la creación de impurezas nocivas al incrementar [la actividad de reacción y todavía minimizar la operación de ijos óxidos de carbono al disminuir la actividad de reacción . Esjto 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 carboxí li|co deseado (por ejemplo, TPA) y la presencia de otras | especies aromáticas disueltas carecen de grupos hidrocajtjbilo no aromáticos un fulcro muy importante en este balance de ó:-:id s carbono contra las impurezas nocivas. El ácido carboxíli ;o del producto deseado típicamente se disuelve en · la fase líquida del medio de reacción, aun cuando también espá presence en forma sólida. Por ejemplo, en temperaturas en los intervalos preferidos . El TPA es soluble en un medio de reacción que comprende ácido acético y agua en niveles que varían de aproximadamen e 1,000 ppmw arriba de 1 por cien o en peso, con la solubilidad que se incrementa coniforme la tempera l:u ra se i ncremen ta . No obs i: n e que ha n di feréncias in las proporciones de reacción hacia la formación dé varias I : irnpurecas nocivas de la alimentación del compuesto aromático i oxidable (por ejemplo, para-:-: i leño, de los intermedios he reacción aromáticos ( por ejemplo ácido para-toluióo) , del i ácido carbo .1.1 ico aromático del producto deseado (por ejemplo ; " ' ; TPA), y de las especies aromáticas que carecen de lojs grupos hidrocarbilo no arom icos (por ejemplo ácido isoftálico) , la i ! presencia y reactividad de los dos grupos posteriores establecen una región de disminución de regresos con respectos a la supresión adicional de los primeaos dbs I grupos, ia aumentación del compuesto aromático oxidable 'y los intermed os de reacción aromáticos. Por ejemplo,! en una I oxidación parc i al del para-xi leño al TPA, si se disjuelve TPA sciende a 7,000 ppm en la fase liquida del medio le rea cc ión ei? COnd ic i ones da das, e 1 á c ido be n zo ico I d i su e 11: o asciende a 8,000 ppmw el ácido iso itálico di suelto asciende a 6,000 ppmw y el ácido itálico ciisuelto asciende a 2,?0 ppmw, en ton ees e .1. va 1 or h a c i a la disminución ad ic iona 1. ' de los compuestos nocivos totales comienza a disminuir conjforme la actividad de reacción se incrementa para suprimir ia concentración en fase liquida del ácido para-toluico y el k -CBA abajo de niveles similares. Esto es, la presencia jy concentración en la fase liquida en el medio ele rea eión de las especies aromáticas que carecen de grupos hidrocajrbilo po ar omá i. i eos se altera muy poco al incrementar la activi dad de reacción, y su presencia sirve para expandir hacia la región de los regresos el i sin i nuyen i:es para reducir la concentración de los intermediarios de reacción a fin cíe suprimir la formación de impurezas nocivas. , j Asi, una modalidad de la presente invención proporciona intervalos preferidos de óxidos de carbono, enlazados sobre el ex remo inferior mediante la actividad de reacción baja y la formación excesiva de impurezas nocivas jy sobre el e tremo superior por las pérdidas ele carbono excesivas, pero en niveles mas bajos que los previamente descubiertos y descritos como comercialmen te útilies. Por consiguiente, la formación ele óxidos ele carbono preferiblerneni: e se ooisÍrolan como sigue. La relación de moljas de los ó idos de carbono to ales producidos a moles de ¡la alimenta c ión óe compues to a romá t i co ox i dab 1. e es preferiblemente mayor que aproximadamente 0.02:1, más preferiblemen e mayor que aproximadamen e 0.0·'1:1, todavía más preferi.bl emente mayor que aproximadamente 0.05:1, y mucho más preferiblemente mayor que 0.06:1. Al mismo tiempo, la relación de moles de ios 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 a roximadamente 0.22:1, todavía más preferiblemente menor que aproximadamente 0.19:1, y mucho más p eferiblemen e menor que 0.15:1. La relación de moles del dióxido de carbono producidos a moles de la alimentación de compuesto aromático oxidable es preferiblemen e mayor que aproxi adamente 0.01:1, más preferiblemente mayor que aproximadamente 0.03:1, todavía más prefe iblemente mayor que aproximadamen e 0.04:1, y mucho más prefe iblemente 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, toda ía 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 I 217 producido a moles de la si imentación de compuesto ád'Omático oxidable es preferiblemente mayor que aproximadamen e 0.005: 1, má s p re ferib1emente mayor que aproxirriadament.e 0.010 : 1, todavía más preferiblemen e mayor q'ue aproximadamente 0.015:1, y mucho más preferiblemente mayor que 0.'020 : 1. Al mismo iempo, la relación de moles dtel monóxido de carbono producido a moles de la alimentación d|el compuesto aromático oxidable es preferiblemente menor qjue aproximadamente 0.09:1, más preferiblemente me or q|ue aproximadamen te 0.07 : 1, todavía más preferiblemente menor qjue aproximadamen e 0.05:1, y mucho más preferiblemen e menor qjue 0.04:1. El. contenido de dió ido de carbono en el. qas ¡de descarga seco del reactor de o idación es preferiblemen e mayor que aproximadamen e 0.10 por ciento en mol, más prefe iblemente 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 e mol. Al mismo tiempo, el contenido ¡de dióxido de carbono en el qas de descarqa seco del reactor ¡de oxidación es preferiblemente menor que aproximadamente 1.5 por ciento en mol, más preferiblemente menor que pro imadamente 1.2 por cien o en mol, todavía m s preferiblemente menor que aproximadamente 0.9 por ciento en mol, y mucho más preferiblemente menor que 0.8 por ciento en i I mol . El contenido del monóxido de carbono en el, gas ele desca ga seco del reactor de oxidación es preferiblemente mayor que aproximadamente 0.5 por ciento e mol, más preferiblemen e mayor que aproximadamente 0.10 por ciento jen 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 preferiblemen e menor que aproximadamente 0.60 po ciento en mol, más preferiblemente me or que aproximadamente 0.50 por ciento en mol, toda ía mjás preferiblemente menor que aproximadamente 0.35 por ciento jen I mol, y mucho más preferiblemente menor que 0.28 por Ciento ten mo ]... Los invento es han descubie o que un act!or importante pa a reducir la producción de ó idos de carbono estos intervalos preferidos es mejo a la pu eza de 'materijal filtrado reciciado y la alimentación del compuesto oxidable para reducir la concentración de compuestos aromáticos q¡ue carecen de grupos hidrocarbilo no aromáticos de acuerdo a las descripciones de la presente invención - esto redujee simul áneamen e la formación de ó idos de carbono y de impurezas nocivas. Ot o factor es mejorar la distribúción del para -xi leño y el oxidante dentro del recipiente de reacción de acuerdo a las descripciones de la presente invención.

Otros factores que permiten los niveles preferidos anteriores de los óxidos de carbono son opera r con los gradientes en el medio de reacción corno se divulga en la presente paira presión, para temperatura, para concentración del compuesto oxidable en la fase liquida, y para el oxidante en la fase de gas. Otros factores que permiten los niveles preferidos anteriores de óxidos de carbono son operar dentro de las i desc ipciones do la presente preferidas para la proporción de i reacción de espacio- iempo, presión, temperatura, cormposicipn del solvente, composición del catalizador, y cjeornetrjLa 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 oxiqeno molecular se puede reduci , aunque no a valores es t oqu iorné t ico . No obstante la formación de tapas bue ría del oxidante y el compuesto oxidable de acuerdo; a I la presente invención, un exceso de oxiqeno se debe retenér arriba del valor es toqui ornétri co , como es calculado' para ía alimentación del compuesto oxidable solo, para tornar en cuenta algunas pérdidas de óxido de carbono y proporcionar el exceso de oxigeno molecular pa a controlar la formación de impurezas nocivas. Específicamente para el cado donde $1 xiieno es la alimentación del compuesto oxidable, la relación de la alimentación del peso del oxígeno molecular al peso del xiieno es preferiblemente mayor que aproximadamente 0.91:1.00, más preferiblemente mayor que aproxirnadamen :.e 0.95:1.00, y mucho más prefe iblemente mayor que 0 i 99:1.0 .

AL mismo tiempo, la relación de alimentación del peso del oxígeno- molecular al peso del :¦·:.! leño es preferiblemente menpr que aproximadamente 1.20:1.00, más preferiblemente menor que aproximadamente 1.12:1.00, y mucho más preferiblemen e menor que 1.06:1.00. Específicamente para la alimentación de xileno, el contenido promediado en tiempo del oxígeno oxidación es pre eribl men e: menor que ap oximadamente 6 ppr ciento en mol, mas preferiblemente menor que aproximadamente i 4 por ciento en m l, y mucho más prefe iblemente menor que13 po ci en t o en mo1. : Otro beneficio importante de la operación dentro ele los intervalos preferidos de la formación de óxido de carbono es que menos del compuesto aromático se convierte a óxidos ele carbono y otras formas menos valiosas. Este beneficio se evalúa u ilizando la suma de los moles de tojo'os l<bs compuestos aromáticos que salen del medio de reacción divididos por la s ma de los moles de todos los compuestos aromáticos que entran al medio de reacción durante un periojdo continuo de tempo, preferiblemente 1 hora, mjás preferiblemente 1 día, y mucho más prefe iblemente 30 diias 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 aromátiqos entrantes que sales del medio de reacción como compuestjos ; i aromáticos, aunque principalmente en formas oxidadas de l|os compuestos aromáticos entrantes, luego la relación ide supervivencia molar tiene 1 su valor máximo de 100 por ciento. I Si exactamente una de cada cien moléculas aromáticas entrantes se convierte a óxidos de carbono y/o a otrjas moléculas no aromáticas (por ejemplo ácido acético) mientrjas que pasa a través del medio de reacción, entonces la relación de supervivencia molar es de 99 por ciento. Especificameríte para el caso donde el lleno 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 ios 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 i aproximadamente 99.7 por ciento cuando el xilenp es la alimentación principal del compuesto aromático oxidable. i Otro aspecto de la invención actual involucra la I producción de acetato de metilo en un medio de reacción qjue 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 asi tiende seguir el gas de descarga a menos que el enfriamienjto adicional u otras operaciones unitarias se empléan 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 se forma ai combinar primero un radical de metilo, tal jLa descomposición de ácido acético con oxígeno para 'producir hidroperóxido de metilo, al descomponer subsecuentemente para formar metanol y al hacer reaccionar finalmente el metanpl producido con el ácido acético restante para formar; acetato de metilo. Cualquiera que sea la ruta química, los inventorés han descubierto que cada vez que la producción de acjetato 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 tial alta, luego la producción de óxidos de carbono también s n innecesariamente altas que conducen a las pérdidas de rendimiento del solvente, del compuesto oxidable y el oxidante. Cuando el empleo de las modal i dades preferidas divulgadas en la presente, la relación de producción de ljos moles del acetato de metilo producido a moles de ¡la alimentación del compuesto aromático oxidable Íes preferiblemente mayor que aproximadamente 0.005:1, mjás 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, más preferiblemente menor que aproximadamente 0.07:1, todavía más preferiblemente menor que aproximadamente 0.05:1, y mucho 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 pa¡ra propósitos de ilustración y no se proponen para limitar ,el alcance de la invención a menos que de otra manera se indique especificament e . EJEMPLOS 1 y 2 I I En los Ejemplos 1 y 2, un reactor de columna jde burbujeo comercial se utilizó para oxidar el para-|xileno j a ácido tereftálico crudo (CTA) . En el Ejemplo 1 la suspensión en el medio de reacción comprendió aproximadamente 28 por ciento en peso de sólidos. En el Ejemplo 2, la ' suspensión en el medio de reacción comprendió aproximadamente 38 por ciento en peso de sólidos. Estos ejemplos demuestran que la . cantidad de sólidos en el medio de reacción afecta el desempeño con respecto a la formación de impurezas indeseables. ! 1 Los Ejemplos 1 y 2 emplearon un recipiente de reacción de columna de burbujeo comercial que tiene un cuerpo principal esencialmente cilindrico, casi vertical! con un diámetro interior de aproximadamente 2.44 metros. La altu a i i del cuerpo principal cilindrico fue de aproximadamente 32 metros desde la linea tangente inferior (TL) a la TL superior del cuerpo principal cilindrico. El recipiente se equipó cjon cabezas elípticas 2:1 en la parte superior y la párte djel i fondo del cuerpo principal cilindrico. La altura total d¡el t recipiente de reacción fue de aproximadamente 33.2 metros. La masa de suspensión dentro del cilindro vertiical d;el recipiente de reacción se mantuvo aproximadamente constante en aproximadamente 63,500 kilogramos. La proporción de alimentación de para-xileno de pureza comercial fue 1 efectivamente permanente a una proporción de aproximadamente 101 kilogramos por minuto a través de un agujero circular localizado en la pared del cuerpo principal a una elevación de aproximadamente 4.35 metros arriba de la TL inferior d;el recipiente. El diámetro circular interno del agujero de la pared fue de aproximadamente 0.076 metros. Un solvente de filtrado se alimentó intimamente mezclado con el para-xileno a una proporción efectivamente permanente. Este solvente de filtrado fue de un sistema de reciclado de planta y estuvo ¡ I comprendido de arriba de aproximadamente 97 por ciento en peso de ácido acético y agua. La proporción de flujo del solvente de filtrado y la concentración de los componentes : 1 del catalizador en el solvente de filtrado fueron tales que la composición dentro de la fase liquida del medio de reacción fue de aproximadamente 2,100 ppmw de cobalto, aproximadamente 1,900 ppmw de bromo y aproximadamente 125 ppmw de manganeso. Una corriente separada del solvente de reflujo se alimentó como gotitas en la zona de desacoplamiento de gas arriba del nivel de operación del I medio de reacción a una proporción efectivamente permanente. Este solvente de reflujo estuvo comprendido de arriba de aproximadamente 99 por ciento en peso de ácido acético y agua; y el solvente de reflujo fue de un sistema de reciclado de planta separado que estuvo sin niveles significantes de componentes de catalizador. El oxidante fue aire comprimido alimentado en una proporción efectivamente permanente de aproximadamente 450 kilogramos por minuto a través de un tubo I rociador de oxidante similar a uno mostrado en la FÍGS. 2- 5. Este tubo rociador de oxidante comprendió un conducto de flujo juntado a inglete que fue aproximadamente un octágdno de lados iguales que conecta de un lado al lado opuesto y que atraviesa a través del eje vertical de simetría de recipiente de reacción. El conducto de flujo juntado a inglete se hizo I de componentes de tubería Schedule IOS de 12 pulgadas nominal. El ancho del octágono desde el centroide de un lado del conducto de flujo al centroide de lado opuest fue de aproximadamente 1.83 metros. El octágono yace aproximadamente horizontal, y la elevación media del conducto octagonal fue de aproximadamente 0.11 metros arriba de la TL inferior del recipiente de reacción. El tubo rociador de oxidante contuvo aproximadamente 75 agujeros circulares que fueron de aproximadamente 0.025 metros en diámetro. Los agujeros fueron situados aproximadamente de manera uniforme alrededor del octágono y el miembro transversal, yaciendo cerca la parte superior de la tubería de 12 pulgadas. Hubo aguj ero i circular con diámetro de aproximadamente 0.012 metros cerca del fondo de un lado solamente del conducto octagonal. La presión de operación en el gas de la parte de airiba del recipiente de reacción fue de manera permanente ! de i aproximadamente 0.52 megapascal manométrico. El reactor se operó de una manera sustancialmente adiabática de modo que el calor de reacción elevó la temperatura de las alimentaciones entrantes y evaporó la mayoría del solvente entrajnte. Una suspensión saliente que comprende CTA se removió de cerca del fondo de la cabeza elíptica inferior del recipiente de reacción con una proporción efectivamente permanente de flujo de CTA, aunque la cantidad de líquido en la suspensión varía como es descrito enseguida. Ciertas modalidades de la invención se pueden ilustrar adicionalmente por los siguientes ejemplos, aunque i 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 se indique específicamente de otra manera. , j EJEMPLO 1 En este ejemplo, la composición de la suspensión se controló con aproximadamente 28 por ciento en peso de sólidos. Esto se hizo al ajusfar la proporción j de i alimentación del solvente de filtrado a aproximadamente 1.421 kilogramos por minuto y la proporción de alimentación del í solvente de reflujo aproximadamente 374 kilogramos por minuto. El contenido de agua combinado de la alimentación 1 de solvente de filtrado y de la alimentación de solvente ' de reflujo fue tal que la concentración de agua dentro de la fase líquida del medio de reacción fue de aproximadamente 5.7 por ciento en peso. Medido cerca de la elevación media del i medio de reacción, la temperatura de operación! fue |de aproximadamente 157°C. EJEMPLO 2 En este ejemplo, la composición de la suspensión ¡se controló con aproximadamente 38 por ciento de sólidos. Esto se hizo al ajustar la proporción de alimentación del ¡ solvenjte de filtrado a aproximadamente 775 kilogramos por minuto y ¡la proporción de alimentación del solvente de reflujo aproximadamente 791 kilogramos por minuto. El contenido de agua combinado con la alimentación de solvente de filtrado y de la alimentación de solvente de reflujo fue tal que ¡la concentración de agua dentro de la fase liquida del ¡ medio |de ¡ I reacción fue de 6.2 por ciento en peso. Medido cerca de |la elevación media del medio de reacción, la temperatura ¡de operación fue de aproximadamente 159°C. A pesar de 'la tracción de sólidos más alta de la suspensión en el Ejemplo 2, no se observaron dificultades en la operación de la columna de burbujeo de suspensión o a la transferencia de la suspensión a las operaciones unitarias corriente abajo. ' Existen muchas impurezas típicamente producidas por el acoplamiento de anillos aromáticos durante la ¡oxidación parcial de para-xileno. Uno de estos es 4-4'-dicarboxiestilbeno . Este compuesto tiene una absorción mucho más alta de ligero que el ácido tereftálico tiene, y de esta manera reduce la transmitencia óptica del producto propuesto.

Además, el -4 ' -dicarboxiestilbeno es una ¦ impureza conveniente para el uso en la inspección de la calidad de oxidación debido a que divide selectivamente a la fase sóljjda del medio de reacción; en particular, virtualmente no estuvo presente - ' -dicarboxiestilbeno en las corrientes de solvente reciclado que son alimentadas a los reactores de columna de burbujeo comerciales divulgados en los Ejemplos 1 y 2. ' j En los Ejemplos 1 y 2, la concentración de 4-4'-dicarboxiestilbeno se midió con un método analítico ¡empleando HPLC-DAD calibrado con una mezcla de referencia adecuada que comprende solvente y cantidades conocidas de varios |analitos, específicamente que incluye una cantidad conocida de 4-4'-dicarboxiestilbeno . El método analítico de HPLC-DAD se describe en la sección de descripción detallada anterior. Los resultados de los análisis de las muestras . de 4-4 ' -dicarboxiestilbeno (DCS) para los Ejemplos 1 y 2 1 se i muestran en la FIG. 36. Estos datos incluyen aproximadamente 40 muestras de suspensión de CTA del subflujo de' oxidante formado durante un período de aproximadamente 5 días. Cada una de las muestras de suspensión de CTA se separó en fases líquida y sólida antes del análisis. Además, un número grande muestras de la alimentación de filtrado se analizaron, y i un cálculo de balance de masa se realizó (es decir, la masa neta de la especie X creadas en el oxidante = masa de especié X I que fluye fuera - masa de especie X que fluyen adentro) A partir de este balance de masa, se hizo un calculo la relación de la proporción de creación de DCS a la proporción de creación de CTA. Todos los análisis individuales y las relaciones de balance de masa individuales se graficaron contra el eje de lado izquierdo donde la escala está partes por millón en peso (ppmw) . Además, la FIG. 36 exhibe en ¡el eje de lado derecho el por ciento en peso de sólidos en jla i ! suspensión, como es medido mediante un instrumento en linea, que fue validado por numerosos análisis de ' muesira I gravimétrica fuera de linea. ] i Estos datos demuestran que la producción 'de 4-4'-dicarboxiestilbeno fue estadísticamente y significajtivameijte elevada cuando las cargas de solidos más altas se emplearon en el Ejemplo 2. Con 28 por ciento en peso de sólidos dentro de la suspensión para el Ejemplo 1, el nivel promedio | de generación de 4 -4 ' -dicarboxiestilbeno fue de 5.7 ppmjw . Con 38 por ciento en peso de sólidos dentro de la suspensión para el : i Ejemplo 2, el nivel promedio de generación de 4-4'-dicarboxiestilbeno fue de 8.2 ppmw. Este es un incremento de 44 por ciento. Además, notar que la producción ide 4-4'-dicarboxiestilbeno descendió rápidamente en el lado derecpho de la FIG. 36 conforme el experimento se llevó a una I conclusión y el nivel de sólidos se bajó a aproximadamente ¦ 33 por ciento en peso. Además, muchas otras impurezas Coloreadas problemáticas se observaron que se incrementan mucho, ÍLo mismo como el - ' -dicarboxiestilbeno cuando la fracción en peso de sólidos en la suspensión estuvo en el nivel 'más alto en el Ejemplo 2. Asi, en un reactor de oxidación que comprende sólidos, demasiada alta de una fracción de sólidos causa efectos perjudiciales importantes en la selectividad de la oxidación. Esto es, hay un limite superior preferido sobre la fracción de sólidos dentro del oxidante ¡ que es inesperadamente menor que la indicada por la consideración ele I mantener la estabilidad hidráulica de la suspensión dentro del reactor y en las operaciones de transferencia j de posreactor. Además, hay un limite inferior en la concentración I de sólidos por debajo de la cual la fracción del beneficio incrementado en la selectividad de la oxidación es disminuido a sin importancia relativa; y el dimensionamiento del equipo J y el consumo de energía de la planta domina el diseño y la operación en este régimen. ¡ La invención se ha descrito en detalle con referencia particular a modalidades preferidas de l'a misma, pero será entendido que variaciones y modificaciones se pueden efectuar dentro del espíritu y alcance de la invención. I

Claims

REIVINDICACIONES j 1. Un proceso de oxidación, caracterizad!) porque comprende: oxidar el para-xileno en una fase líquijja de un medio de reacción de tres fases contenido en una zona 'de reacción de un reactor de oxidación inicial, en donde Ía oxidación forma ácido tereftálico crudo en el medio de reacción, en donde la cantidad de sólidos presentes en el medio de reacción es mantenida en el intervalo de 15 ¡a 30 por ciento en peso en una base promediada en tiempo y promediada en volumen. 1 2. El proceso de conformidad con la rei indicación 1, caracterizado porque la oxidación se lleva a cabo en una i manera tal que cuando la zona de reacción es teóricamente i dividida en 2,000 cortes horizontales discretos de volumen igual, menos de 40 de los cortes horizontales t¡iene una contención de gas promedio menor que 0.3, en donde la contención de gas del medio de reacción es mantenida arrijba i de aproximadamente 0.4 en una base promediada en tiempo| y promediada en volumen. 3. El proceso de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque la contención de gas del medio |de reacción es mantenida en el intervalo de aproximadamente 0.6 a aproximadamente 0.9 en una base promediada en tiempo' y promediada en volumen. 4. El proceso de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque la contención de gas del medio |de reacción es mantenida en el intervalo de 0.65 a 0.85 en una I base promediada en tiempo y promediada en volumen, en donde la oxidación se lleva a cabo de una manera tal que cuando la zona de reacción es teóricamente dividida en 2,000 cortes horizontales discretos de volumen igual, menos de 20 de los cortes horizontales tiene una contención de gas menor que 0.3 en una base promediada en tiempo y promediada en volumen. ! 5. El proceso de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque la oxidación causa que por lo menos i aproximadamente 10 por ciento en peso del para-xiléno forme partículas de ácido tereftálico crudo sólido en el medio jde reacción. ^ 6. El proceso de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque la oxidación se lleva a cabo en la presencia de un sistema de catalizador que comprende cobalto. 7. El proceso de conformidad con la reivindicación 6, caracterizado porque el sistema de catalizador además comprende bromo y manganeso. 8. El proceso de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque el medio de reacción tiene una altura máxima (H), un ancho máximo (W) y una relación de H:W de por lo menos aproximadamente 3:1. 9. El proceso de conformidad con la reivindicación 8, caracterizado porque la relación de H:W está en el i I intervalo de aproximadamente 8:1 a aproximadamente 20:1. i 10. El proceso de conformidad con la reivindicación 8, caracterizado porque el proceso además comprende ujna corriente de oxidante predominantemente en fa se de gas que comprende oxigeno molecular en la zona de reacción. 11. El proceso de conformidad con la reivindicación 10, caracterizado porque una mayoría del oxígeno molecular entra en la zona de reacción dentro de aproximadamente 0.2¡5W del fondo de la zona de reacción. I I í 12. El proceso de conformidad con la reivindicación 10, caracterizado porque el proceso además comprende introducir una corriente predominantemente en fa se líquida i que comprende el para-xileno en la zona de reacción. 13. El proceso de conformidad con la reivindicación 12, caracterizado porque la corriente de alimentación i i predominantemente en fase líquida comprende ácido acético. I 14. El proceso de conformidad con la reivindicación i i 13, caracterizado porque por lo menos aproximadamente 50 flor ciento en peso del para-xileno entra en la zona de ¡ reacción dentro de aproximadamente 2.5W de la ubicación más baja donde el oxígeno molecular entra a la zona de reacción. 15. El proceso de conformidad con la reivindicación 13, caracterizado porque la corriente de alimentación Ise t introduce en la zona de reacción por la vía de una pluralidad de orificios de alimentación, en donde por lo menos dos |de los orificios de alimentación están vertica entre si por al menos aproximadamente 0.5W. 16. El proceso de conformidad con 1, caracterizado porque el para-xileno se zona de reacción en una proporción de flujo de masa de por lo menos aproximadamente 8,000 kilogramos por hora. 17. El proceso de conformidad con la reivindicaci|ón 1, caracterizado porque el para-xileno se introduce en jel reactor de columna de burbujeo en una proporción de , flujo ¡de I masa en el intervalo de aproximadamen e 18,000 aproximadamente 50,000 kilogramos por hora, en donde 'el para-xileno se introduce en la zona de reacción en una proporción de espacio-tiempo en el intervalo de aproximadamente 35 | a aproximadamente 150 kilogramos por metro cúbico por hora. j 18. El proceso de conformidad con la reivindicacijón 1, caracterizado porque el proceso además comprende someter por lo menos una porción del ácido tereftálico 1 crudo ¡ a oxidación en un reactor de oxidación secundario. ¡ i 19. El proceso de conformidad con la reivindicacijón 18, caracterizado porque la oxidación en el reactor ¡de oxidación secundario se lleva a cabo a una temperatura promedio de por lo menos aproximadamente 10°C más grande que la oxidación en el reactor de oxidación inicial. ! 20. El proceso de conformidad con' la reivindicación 18, caracterizado porque la oxidación en el reactor de I siguientes características: (i) contiene menos de aproximadamente 12 i ppmw de I ' , 4-dicarboxiestilbeno (4,4-DCS), ¡ (ii) contiene menos de aproximadamente 800 I ppmw de i I ácido isoftálico (IPA), : i i (iii) contiene menos de aproximadamente 100¡ppmw de I 2 , 6-dicarboxifluorenona (2,6-DCF), (iv) tiene un por ciento de transmitenciai en 340 nanómetros (%T34o) mayor que aproximadamente ]25. 22. El proceso de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque la oxidación causa la formación de partículas sólidas del ácido tereftálico crudo en el medio de reacción, en donde una muestra representativa de lias partículas de ácido tereftálico crudo se disuelve en un minuto a una concentración de por lo menos aproximadamente 500 ppm en THF cuando se somete a la prueba de disolución cronometrada definida en la presente. 23. El proceso de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque la oxidación causa la formación de i partículas sólidas del ácido tereftálico crudo en el¡ medio de reacción, en donde una muestra representativa de las partículas de ácido tereftálico crudo tiene una constante de tiempo "C" mayor que aproximadamente 0.5 minutos recíprocos como es determinado por el modelo de disolución cronometrado definido en la presente. 24. El proceso de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque la oxidación causa la formación de partículas sólidas del ácido tereftálico crudo en el medio de reacción, en donde una muestra representativa partículas de ácido tereftálico crudo tiene un; área de superficie BET promedio mayor que aproximadamente 0.6 metros cuadrados por gramo. ¡ 25. El proceso de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque la oxidación causa la formación de partículas sólidas del ácido tereftálico crudo en el medioj de reacción, en donde una muestra representativa de las partículas de ácido tereftálico crudo tiene un tamaño d' e partícula medio en el intervalo de aproximadamente 20 J a aproximadamente 150 mieras. 26. El proceso de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque la oxidación causa la formación de partículas sólidas del ácido tereftálico crudo en el medio de reacción, en donde una muestra representativa ! de las partículas de ácido tereftálico crudo tiene un tamaño de partícula D(v,0.9) en el intervalo de aproximadamente 30 aproximadamente 150 mieras. i 27. El proceso de conformidad con la reivi dicacijón I 1, caracterizado porque el reactor de oxidación inicial es un reactor de columna de burbujeo. ; I