RU2363534C2

RU2363534C2 - Optimised liquid-phase oxidation in bubble reactor

Info

Publication number: RU2363534C2
Application number: RU2007111943/12A
Authority: RU
Inventors: ВРЕДЭ Марсель ДЕ (NL); ВРЕДЭ Марсель ДЕ; Алан Джордж УАНДЕРЗ (US); Алан Джордж УАНДЕРЗ; Роберт ЛИН (US); Роберт ЛИН
Original assignee: Истман Кемикал Компани
Priority date: 2004-09-02
Filing date: 2005-08-29
Publication date: 2009-08-10
Also published as: RU2007111943A

Abstract

FIELD: chemistry.

SUBSTANCE: invention refers to the method and device for liquid-phase oxidation. The liquid-phase oxidation is carried out in the bubble column reactor. The pressure difference between top and bottom parts of reaction media in the column is at least approximately 1 bar. The bubble column contains the casing consisting of reaction and separation sections. The reaction section determines the elongate reaction zone with maximal diametre D and maximal length L equal at least approximately 30 m. The reaction section features with normal upper and normal lower surface levels spaced-apart at the distance L. The separation section is positioned over the reaction section and determines the separation zone. The separation zone has maximal diametre X and maximal height Y. The casing features with ratio of maximal diametre of separation zone to maximal diametre of reaction zone, X : D equal at least approximately 1.1:1.

EFFECT: enhancing of efficiency of reaction implementation at relatively low temperatures.

39 cl, 60 dwg

Description

ОБЛАСТЬ ТЕХНИКИFIELD OF TECHNOLOGY

Данное изобретение в общем случае относится к способу жидкофазного каталитического окисления ароматического соединения. Один аспект изобретения относится к частичному окислению диалкилароматического соединения (например, пара-ксилола) с получением сырой неочищенной ароматической дикарбоновой кислоты (например, сырой неочищенной терефталевой кислоты), которую после этого можно будет подвергнуть очистке и разделению. Еще один аспект изобретения относится к улучшенной барботажной колонне реакторного типа, которая позволяет реализовать более эффективный и экономичный способ жидкофазного окисления.This invention generally relates to a method for liquid-phase catalytic oxidation of an aromatic compound. One aspect of the invention relates to the partial oxidation of a dialkyl aromatic compound (e.g., para-xylene) to produce a crude crude aromatic dicarboxylic acid (e.g., a crude crude terephthalic acid), which can then be purified and separated. Another aspect of the invention relates to an improved bubble column reactor type, which allows for a more efficient and economical liquid phase oxidation process.

УРОВЕНЬ ТЕХНИКИBACKGROUND

Реакции жидкофазного окисления используют в широком ассортименте существующих промышленных способов. Например, жидкофазное окисление в настоящее время используют для окисления альдегидов до получения кислот (например, пропионового альдегида до получения пропионовой кислоты), окисления циклогексана до получения адипиновой кислоты и окисления алкилароматики до получения спиртов, кислот или дикислот. Способом промышленного окисления, имеющим в особенности большое значение и относящимся к последней категории (окисление алкилароматики), является жидкофазное каталитическое частичное окисление пара-ксилола до получения терефталевой кислоты. Терефталевая кислота представляет собой важное соединение, характеризующееся широким ассортиментом сфер применения. Основным вариантом использования терефталевой кислоты является использование в качестве исходного сырья при получении полиэтилентерефталата (ПЭТФ). ПЭТФ представляет собой хорошо известный пластик, используемый в больших количествах по всему миру для получения продукции, такой как бутылки, волокна и упаковка.Liquid phase oxidation reactions are used in a wide range of existing industrial processes. For example, liquid phase oxidation is currently used to oxidize aldehydes to produce acids (e.g., propionic aldehyde to produce propionic acid), oxidize cyclohexane to produce adipic acid and oxidize alkyl aromatics to produce alcohols, acids or diacids. The method of industrial oxidation, which is of particular importance and belongs to the latter category (oxidation of alkyl aromatics), is a liquid-phase catalytic partial oxidation of para-xylene to obtain terephthalic acid. Terephthalic acid is an important compound characterized by a wide range of applications. The main use of terephthalic acid is to use polyethylene terephthalate (PET) as a feedstock. PET is a well-known plastic used in large quantities around the world to produce products such as bottles, fibers and packaging.

В типичном способе жидкофазного окисления, включающем частичное окисление пара-ксилола до получения терефталевой кислоты, поток жидкофазного исходного подаваемого материала и поток газофазного окислителя вводят в реактор, и в реакторе они образуют многофазную реакционную среду. Вводимый в реактор поток жидкофазного исходного подаваемого материала содержит, по меньшей мере, одно окисляемое органическое соединение (например, пара-ксилол), в то время как поток газофазного окислителя содержит молекулярный кислород. По меньшей мере, часть молекулярного кислорода, вводимого в реактор в качестве газа, растворяется в жидкой фазе реакционной среды, что обеспечивает доступность кислорода для жидкофазной реакции. Если жидкая фаза многофазной реакционной среды будет содержать недостаточную концентрацию молекулярного кислорода (то есть если определенные части реакционной среды будут «обеднены кислородом»), то тогда нежелательные побочные реакции могут привести к образованию примесей и/или скорости целевых реакций могут замедлиться. Если жидкая фаза реакционной среды будет содержать чрезмерно мало окисляемого соединения, то тогда скорость реакции может оказаться нежелательно низкой. Кроме того, если жидкая фаза реакционной среды будет содержать избыточную концентрацию окисляемого соединения, то тогда дополнительные нежелательные побочные реакции могут привести к образованию примесей.In a typical liquid-phase oxidation process, including partial oxidation of para-xylene to terephthalic acid, a liquid-phase feed stream and a gas-phase oxidizer stream are introduced into the reactor and they form a multiphase reaction medium in the reactor. The liquid-phase feed feed stream introduced into the reactor contains at least one oxidizable organic compound (e.g., para-xylene), while the gas-phase oxidizer stream contains molecular oxygen. At least part of the molecular oxygen introduced into the reactor as a gas is dissolved in the liquid phase of the reaction medium, which ensures the availability of oxygen for the liquid-phase reaction. If the liquid phase of the multiphase reaction medium contains an insufficient concentration of molecular oxygen (that is, if certain parts of the reaction medium are “oxygen depleted”), then undesirable side reactions can lead to the formation of impurities and / or the rate of the target reactions can slow down. If the liquid phase of the reaction medium contains excessively little oxidizable compound, then the reaction rate may be undesirably low. In addition, if the liquid phase of the reaction medium contains an excess concentration of the oxidizable compound, then additional undesirable side reactions can lead to the formation of impurities.

Обычно используемые реакторы жидкофазного окисления оборудуют средствами перемешивания, предназначенными для перемешивания многофазной реакционной среды, содержащейся в них. Перемешивание реакционной среды проводят в целях стимулирования растворения молекулярного кислорода в жидкой фазе реакционной среды, выдерживания относительно однородных концентраций растворенного кислорода в жидкой фазе реакционной среды и выдерживания в жидкой фазе реакционной среды относительно однородных концентраций окисляемого органического соединения.Commonly used liquid phase oxidation reactors are equipped with stirring means for mixing the multiphase reaction medium contained therein. Stirring of the reaction medium is carried out in order to stimulate the dissolution of molecular oxygen in the liquid phase of the reaction medium, maintaining relatively homogeneous concentrations of dissolved oxygen in the liquid phase of the reaction medium and keeping relatively homogeneous concentrations of the oxidizable organic compound in the liquid phase of the reaction medium.

Перемешивание реакционной среды, подвергающейся жидкофазному окислению, зачастую проводят при использовании механических перемешивающих устройств, таких как, например, проточные реакторы смешения (CSTR). Несмотря на то что реакторы CSTR могут обеспечить проведение тщательного перемешивания реакционной среды, реакторам CSTR свойственны несколько недостатков. Например, реакторы CSTR характеризуются относительно высоким уровнем капитальных затрат вследствие наличия у них потребности в дорогостоящих двигателях, подшипниках с жидкостным уплотнением и приводных валах и/или сложных перемешивающих механизмах. Кроме того, вращающиеся и/или осциллирующие механические компоненты обычно используемых реакторов CSTR требуют регулярного проведения технологического обслуживания. Работы и время остановки, связанные с проведением такого технического обслуживания, увеличивают эксплуатационные расходы для реакторов CSTR. Однако даже при регулярном проведении технического обслуживания механические системы перемешивания, используемые в реакторах CSTR, подвержены отказам механической части и могут потребовать замены по истечении относительно коротких периодов времени.Mixing of the reaction medium subjected to liquid phase oxidation is often carried out using mechanical mixing devices, such as, for example, flow mixing reactors (CSTR). Although CSTRs can provide thorough mixing of the reaction medium, several disadvantages are present in CSTRs. For example, CSTR reactors are characterized by a relatively high level of capital costs due to their need for expensive engines, liquid-sealed bearings and drive shafts and / or complex mixing mechanisms. In addition, the rotating and / or oscillating mechanical components of commonly used CSTRs require regular maintenance. The work and shutdown time associated with such maintenance increases the operating costs for CSTR reactors. However, even with regular maintenance, the mechanical mixing systems used in CSTRs are susceptible to mechanical failures and may require replacement after relatively short periods of time.

Барботажные колонны реакторного типа представляют собой привлекательную альтернативу для реакторов CSTR и других реакторов окисления с механическим перемешиванием. Барботажные колонны реакторного типа обеспечивают перемешивание реакционной среды без возникновения потребности в дорогостоящем и ненадежном механическом оборудовании. Барботажные колонны реакторного типа обычно включают удлиненную вертикальную зону реакции, внутри которой содержится реакционная среда. Перемешивание реакционной среды в зоне реакции обеспечивается главным образом за счет естественного всплывания пузырьков газа, поднимающихся через жидкую фазу реакционной среды. Данное обусловленное естественным всплыванием перемешивание, достигаемое в барботажных реакторных колоннах, приводит к уменьшению капитальных затрат и расходов на техническое обслуживание по сравнению с реакторами с механическим перемешиванием. Кроме того, по существу отсутствие подвижных механических деталей, связанное с барботажными реакторными колоннами, обеспечивает получение системы окисления, которая менее подвержена отказам механической части по сравнению с реакторами с механическим перемешиванием.Reactor bubbler columns are an attractive alternative for CSTRs and other mechanically stirred oxidation reactors. Reactor bubble columns provide mixing of the reaction medium without the need for expensive and unreliable mechanical equipment. Reactor type bubblers typically include an elongated vertical reaction zone within which the reaction medium is contained. Stirring of the reaction medium in the reaction zone is mainly due to the natural rise of gas bubbles rising through the liquid phase of the reaction medium. This naturally occurring stirring achieved in bubble column reactors results in lower capital and maintenance costs compared to mechanically agitated reactors. In addition, the essentially absence of moving mechanical parts associated with bubble column reactors provides an oxidation system that is less susceptible to mechanical failure compared to mechanically stirred reactors.

Если жидкофазное частичное окисление пара-ксилола будут проводить в обычно используемом реакторе окисления (CSTR или барботажная колонна), то тогда продуктом, отбираемым из реактора, обычно будет являться суспензия, содержащая сырую неочищенную терефталевую кислоту (СТА) и маточный раствор. СТА характеризуется относительно высокими уровнями содержания примесей (например, 4-карбоксибензальдегида, пара-толуиловой кислоты, флуоренонов и других окрашенных веществ), что делает ее непригодной для использования в качестве исходного сырья при получении ПЭТФ. Таким образом, СТА, полученную в обычно используемых реакторах окисления, обычно подвергают технологическому процессу очистки, который превращает СТА в очищенную терефталевую кислоту (РТА), подходящую для использования при получении ПЭТФ.If the liquid-phase partial oxidation of para-xylene is carried out in a commonly used oxidation reactor (CSTR or bubble column), then the product taken from the reactor will usually be a suspension containing crude crude terephthalic acid (CTA) and mother liquor. STA is characterized by relatively high levels of impurities (for example, 4-carboxybenzaldehyde, para-toluic acid, fluorenones and other colored substances), which makes it unsuitable for use as a feedstock in the production of PET. Thus, the CTA obtained in commonly used oxidation reactors is usually subjected to a purification process that converts the CTA into purified terephthalic acid (PTA) suitable for use in the production of PET.

Один типичный способ очистки при превращении СТА в РТА включает следующие далее стадии: (1) замена маточного раствора в суспензии, содержащей СТА, на воду, (2) нагревание суспензии СТА/вода для растворения СТА в воде, (3) каталитическое гидрирование раствора СТА/вода для превращения примесей в более желательные и/или легче отделяемые соединения, (4) осаждение полученной в результате РТА из подвергнутого гидрированию раствора при использовании нескольких стадий кристаллизации и (5) отделение закристаллизованной РТА от остающихся жидкостей. Несмотря на свою эффективность, данный тип обычно используемого способа очистки может оказаться очень дорогостоящим. Индивидуальные факторы, вносящие свой вклад в высокую стоимость обычно используемых способов очистки СТА, включают, например, тепловую энергию, необходимую для стимулирования растворения СТА в воде, катализатор, необходимый для проведения гидрирования, поток водорода, необходимый для проведения гидрирования, потери выхода, вызванные гидрированием некоторой части терефталевой кислоты, и наличие нескольких емкостей, необходимых для проведения многоступенчатой кристаллизации. Таким образом, было бы желательным предложение продукта СТА, который можно было бы очищать без возникновения потребности в стимулированном нагреванием растворении в воде, гидрировании и/или многоступенчатой кристаллизации.One typical purification method when converting CTA to PTA involves the following steps: (1) replacing the mother liquor in the CTA suspension with water, (2) heating the CTA / water suspension to dissolve the CTA in water, (3) catalytic hydrogenation of the CTA solution / water to convert impurities into more desirable and / or easier to separate compounds, (4) precipitating the resulting PTA from the hydrogenated solution using several crystallization steps and (5) separating the crystallized PTA from the remaining liquids. Despite its effectiveness, this type of commonly used cleaning method can be very expensive. Individual factors contributing to the high cost of commonly used CTA purification methods include, for example, the thermal energy needed to stimulate the dissolution of CTA in water, the catalyst required for hydrogenation, the hydrogen stream necessary for hydrogenation, yield losses caused by hydrogenation some part of terephthalic acid, and the presence of several containers required for multi-stage crystallization. Thus, it would be desirable to offer a CTA product that could be purified without the need for heat-stimulated dissolution in water, hydrogenation and / or multi-stage crystallization.

ЦЕЛИ ИЗОБРЕТЕНИЯOBJECTS OF THE INVENTION

Поэтому цель настоящего изобретения заключается в предложении более эффективных и экономичных реактора и способа жидкофазного окисления.Therefore, the aim of the present invention is to provide a more efficient and economical reactor and method of liquid phase oxidation.

Другая цель изобретения заключается в предложении более эффективных и экономичных реактора и способа для жидкофазного каталитического частичного окисления пара-ксилола до получения терефталевой кислоты.Another objective of the invention is to provide a more efficient and economical reactor and process for the liquid phase catalytic partial oxidation of para-xylene to produce terephthalic acid.

Еще одна цель изобретения заключается в предложении барботажной колонны реакторного типа, которая облегчает проведение улучшенных реакций жидкофазного окисления при пониженной эффективности образования примесей.Another objective of the invention is to provide a bubble column reactor-type column that facilitates improved liquid phase oxidation reactions with reduced impurity formation efficiency.

И еще одна цель изобретения заключается в предложении более эффективной и экономичной системы, предназначенной для получения чистой терефталевой кислоты (РТА) в результате проведения жидкофазного окисления пара-ксилола с получением сырой неочищенной терефталевой кислоты (СТА), а после этого очистки СТА до получения РТА.And another objective of the invention is to propose a more efficient and economical system designed to produce pure terephthalic acid (PTA) as a result of the liquid-phase oxidation of para-xylene to produce crude crude terephthalic acid (CTA), and after this purification of CTA to obtain PTA.

Дополнительная цель изобретения заключается в предложении барботажной колонны реакторного типа, предназначенной для окисления пара-ксилола и получения продукта СТА, способного подвергнуться очистке без возникновения потребности в стимулированном нагреванием растворении СТА в воде, гидрировании растворенной СТА и/или многоступенчатой кристаллизации гидрированной РТА.An additional objective of the invention is to provide a bubble column reactor designed to oxidize para-xylene and produce a CTA product capable of undergoing purification without the need for heating-stimulated dissolution of CTA in water, hydrogenation of dissolved CTA and / or multi-stage crystallization of hydrogenated PTA.

Необходимо отметить, что объем настоящего изобретения, определенный в прилагаемой формуле изобретения, не ограничивается способами или аппаратами, способными обеспечить реализацию всех целей, перечисленных выше. Вместо этого объем заявленного изобретения может включать широкий ассортимент систем, которые не позволяют добиться достижения всех или любых из перечисленных выше целей. Дополнительные цели и преимущества настоящего изобретения станут вполне очевидными для специалиста в соответствующей области техники после ознакомления со следующим далее подробным описанием и сопутствующими чертежами.It should be noted that the scope of the present invention defined in the attached claims is not limited to methods or apparatuses capable of ensuring the realization of all the goals listed above. Instead, the scope of the claimed invention may include a wide range of systems that do not achieve all or any of the above objectives. Additional objectives and advantages of the present invention will become readily apparent to those skilled in the art upon review of the following detailed description and the accompanying drawings.

КРАТКОЕ ИЗЛОЖЕНИЕ ИЗОБРЕТЕНИЯSUMMARY OF THE INVENTION

Один вариант реализации настоящего изобретения относится к способу, включающему окисление окисляемого соединения в жидкой фазе многофазной реакционной среды, содержащейся в барботажной колонне реакторного типа, где разница давлений между верхом и низом реакционной среды составляет, по меньшей мере, приблизительно 1 бар, где усредненный по времени расход на единицу сечения потока для реакционной среды на половине высоты выдерживают в диапазоне от приблизительно 0,8 до приблизительно 5 м/с.One embodiment of the present invention relates to a method comprising oxidizing an oxidizable compound in the liquid phase of a multiphase reaction medium contained in a bubble column reactor, wherein the pressure difference between the top and bottom of the reaction medium is at least about 1 bar, where time averaged the flow rate per unit cross section for the reaction medium at half height is maintained in the range from about 0.8 to about 5 m / s.

Другой вариант реализации настоящего изобретения относится к способу получения терефталевой кислоты, включающему следующие далее стадии: (а) окисление пара-ксилола в жидкой фазе трехфазной реакционной среды, содержащейся в барботажной колонне реакторного типа, с получением, таким образом, сырой неочищенной терефталевой кислоты, где разница давлений между верхом и низом реакционной среды составляет, по меньшей мере, приблизительно 1 бар, где усредненный по времени расход на единицу сечения потока для реакционной среды на половине высоты выдерживают в диапазоне от приблизительно 0,8 до приблизительно 5 м/с; и (b) окисление, по меньшей мере, части сырой неочищенной терефталевой кислоты в реакторе вторичного окисления с получением более чистой терефталевой кислоты.Another embodiment of the present invention relates to a method for producing terephthalic acid, comprising the following steps: (a) oxidizing para-xylene in the liquid phase of a three-phase reaction medium contained in a bubble column reactor type, thereby obtaining crude crude terephthalic acid, where the pressure difference between the top and bottom of the reaction medium is at least about 1 bar, where the time-averaged flow rate per unit cross section for the reaction medium at half height maintained in the range from about 0.8 to about 5 m / s; and (b) oxidizing at least a portion of the crude crude terephthalic acid in a secondary oxidation reactor to produce purer terephthalic acid.

Еще один вариант реализации настоящего изобретения относится к барботажной колонне реакторного типа, предназначенной для проведения реакции между преимущественно жидкофазным потоком и преимущественно газофазным потоком. Барботажная колонна реакторного типа включает корпус. Корпус включает секцию реакции и секцию отделения. Секция реакции определяет удлиненную зону реакции, имеющую максимальный диаметр (D) и максимальную длину (L) величиной, равной, по меньшей мере, приблизительно 30 м. Зона реакции характеризуется наличием верхнего и нижнего уровней поверхности, разнесенных друг от друга на длину (L). Секция отделения располагается выше секции реакции, и она определяет зону отделения, через текучую среду находящуюся в сообщении с зоной реакции. Зона отделения имеет максимальный диаметр (Х) и максимальную высоту (Y). Корпус характеризуется соотношением X:D, равным, по меньшей мере, приблизительно 1,1:1.Another embodiment of the present invention relates to a bubble column reactor-type column designed to carry out a reaction between a predominantly liquid-phase stream and a predominantly gas-phase stream. The bubble column reactor type includes a housing. The housing includes a reaction section and a separation section. The reaction section defines an elongated reaction zone having a maximum diameter (D) and a maximum length (L) of at least about 30 m. The reaction zone is characterized by the presence of upper and lower surface levels spaced apart by a length (L) . The separation section is located above the reaction section, and it defines a separation zone through a fluid in communication with the reaction zone. The separation zone has a maximum diameter (X) and a maximum height (Y). The housing is characterized by an X: D ratio of at least about 1.1: 1.

КРАТКОЕ ОПИСАНИЕ ЧЕРТЕЖЕЙBRIEF DESCRIPTION OF THE DRAWINGS

Предпочтительные варианты реализации изобретения подробно описываются далее со ссылкой на прилагаемые чертежи, где:Preferred embodiments of the invention are described in detail below with reference to the accompanying drawings, where:

фиг.1 представляет собой вид сбоку для реактора окисления, сконструированного в соответствии с одним вариантом реализации настоящего изобретения, в частности, иллюстрирующего введение потоков исходного подаваемого материала, окислителя и флегмы в реактор, присутствие в реакторе многофазной реакционной среды и отбор газа и суспензии из верха и низа реактора соответственно;FIG. 1 is a side view of an oxidation reactor constructed in accordance with one embodiment of the present invention, in particular illustrating the introduction of feed streams, an oxidizing agent and reflux into the reactor, the presence of a multiphase reaction medium in the reactor, and the withdrawal of gas and slurry from the top and bottom of the reactor, respectively;

фиг.2 представляет собой увеличенный вид сбоку в разрезе для низа барботажной колонны реакторного типа по линии 2-2 на фиг.3, в частности, иллюстрирующий местоположение и конфигурацию барботера окислителя, используемого для введения в реактор потока окислителя;figure 2 is an enlarged side view in section for the bottom of the bubble column reactor type along the line 2-2 in figure 3, in particular, illustrating the location and configuration of the bubbler of the oxidizing agent used to introduce into the reactor the flow of oxidizing agent;

фиг.3 представляет собой вид сверху для барботера окислителя фиг.2, в частности, иллюстрирующий отверстия для окислителя в области верха барботера окислителя;figure 3 is a top view for the bubbler of the oxidizer of figure 2, in particular, illustrating the holes for the oxidizer in the region of the top of the bubbler of the oxidizer;

фиг.4 представляет собой вид снизу для барботера окислителя фиг.2, в частности, иллюстрирующий отверстия для окислителя в области нижней части барботера окислителя;figure 4 is a bottom view for the bubbler of the oxidizer of figure 2, in particular, illustrating the holes for the oxidizer in the region of the lower part of the bubbler of the oxidizer;

фиг.5 представляет собой вид сбоку в разрезе для барботера окислителя по линии 5-5 на фиг.3, в частности, иллюстрирующий ориентацию отверстий для окислителя в областях верха и низа барботера окислителя;5 is a sectional side view for the oxidizer bubbler along line 5-5 of FIG. 3, in particular illustrating the orientation of the oxidizer holes in the areas of the top and bottom of the oxidizer bubbler;

фиг.6 представляет собой увеличенный вид сбоку для нижней части барботажной колонны реакторного типа, в частности, иллюстрирующий систему, предназначенную для введения в реактор потока исходного подаваемого материала в нескольких разнесенных по высоте позициях;6 is an enlarged side view for the lower part of the bubble column reactor type, in particular, illustrating a system for introducing into the reactor the flow of the feed material in several spaced apart in height positions;

фиг.7 представляет собой вид сверху в разрезе по линии 7-7 на фиг.6, в частности, иллюстрирующий то, как система введения исходного подаваемого материала, продемонстрированная на фиг.6, распределяет поток исходного подаваемого материала в зоне предпочтительной радиальной подачи исходного подаваемого материала (FZ) и более чем одном азимутальном квадранте (Q₁, Q₂, Q₃, Q₄);FIG. 7 is a top sectional view taken along line 7-7 of FIG. 6, in particular illustrating how the feed system introduced in FIG. 6 distributes the feed feed stream in the preferred radial feed zone of the feed material (FZ) and more than one azimuthal quadrant (Q ₁ , Q ₂ , Q ₃ , Q ₄ );

фиг.8 представляет собой вид сверху в разрезе, подобный фиг.7, но иллюстрирующий альтернативное средство выпуска потока исходного подаваемого материала в реактор, использующее байонетные трубы, каждая из которых имеет множество небольших отверстий для исходного подаваемого материала;Fig. 8 is a sectional top view similar to Fig. 7, but illustrating alternative means for discharging a feed feed stream into a reactor using bayonet tubes, each of which has many small openings for the feed feed;

фиг.9 представляет собой изометрическое изображение для альтернативной системы, предназначенной для введения потока исходного подаваемого материала в зону реакции в нескольких разнесенных по высоте позициях, без возникновения потребности в наличии нескольких точек подачи в емкость, в частности, иллюстрирующее то, что система распределения исходного подаваемого материала может, по меньшей мере, отчасти опираться на барботер окислителя;Fig. 9 is an isometric view of an alternative system for introducing a feed feed stream into the reaction zone at several positions spaced apart in height, without the need for multiple feed points to the container, in particular illustrating that the feed distribution system the material may at least partially rely on an oxidizer bubbler;

фиг.10 представляет собой вид сбоку для системы распределения исходного подаваемого материала с одной точкой подачи в емкость и барботера окислителя, проиллюстрированных на фиг.9;figure 10 is a side view for the distribution system of the original feed material with a single feed point into the tank and bubbler oxidizer, illustrated in figure 9;

фиг.11 представляет собой вид сверху в разрезе по линии 11-11 на фиг.10 и дополнительно иллюстрирующий систему распределения исходного подаваемого материала с одной точкой подачи в емкость, опирающуюся на барботер окислителя;11 is a top sectional view taken along line 11-11 of FIG. 10 and further illustrating a distribution system of the feed material with one feed point to a container resting on an oxidizer bubbler;

фиг.12 представляет собой изометрическое изображение для альтернативного барботера окислителя, имеющего все отверстия для окислителя, расположенные в области нижней части кольцевого элемента;12 is an isometric view of an alternate oxidizer bubbler having all oxidizer openings located in the region of the lower portion of the annular element;

фиг.13 представляет собой вид сверху для альтернативного барботера окислителя фиг.12;Fig.13 is a top view for an alternative bubbler of the oxidizing agent of Fig.12;

фиг.14 представляет собой вид снизу для альтернативного барботера окислителя фиг.12, в частности, иллюстрирующий местоположение нижних отверстий, предназначенных для введения потока окислителя в зону реакции;FIG. 14 is a bottom view for an alternative oxidizer bubbler of FIG. 12, in particular illustrating the location of the lower openings for introducing an oxidizer stream into the reaction zone;

фиг.15 представляет собой вид сбоку в разрезе для барботера окислителя по линии 15-15 на фиг.13, в частности, иллюстрирующий ориентацию нижних отверстий для окислителя;Fig is a side view in section for a bubbler of oxidizer along the line 15-15 in Fig.13, in particular, illustrating the orientation of the lower holes for the oxidizer;

фиг.16 представляет собой вид сбоку для барботажной колонны реакторного типа, оборудованной внутренней деаэрационной емкостью, расположенной поблизости от нижнего выпускного отверстия реактора;Fig.16 is a side view for a bubble column reactor equipped with an internal deaeration tank located near the lower outlet of the reactor;

фиг.17 представляет собой увеличенный вид сбоку в разрезе для нижней части барботажной колонны реакторного типа фиг.16 по линии 17-17 на фиг.18, в частности, иллюстрирующий конфигурацию внутренней деаэрационной емкости, расположенной у нижнего выпускного отверстия барботажной колонны реакторного типа;Fig is an enlarged side view in section for the lower part of the bubble column of the reactor type of Fig.16 along the line 17-17 in Fig.18, in particular, illustrating the configuration of the internal deaeration tank located at the lower outlet of the bubble column of the reactor type;

фиг.18 представляет собой вид сверху в разрезе по линии 18-18 на фиг.16, в частности, иллюстрирующий стабилизатор потока, расположенный в деаэрационной емкости;Fig is a top view in section along the line 18-18 in Fig.16, in particular, illustrating a flow stabilizer located in the deaeration tank;

фиг.19 представляет собой вид сбоку для барботажной колонны реакторного типа, оборудованной внешней деаэрационной емкостью, иллюстрирующий способ, по которому часть деаэрированной суспензии, покидающей низ деаэрационной емкости, можно использовать для промывания линии уменьшения коэффициента заполнения, соединенной с низом реактора;Fig. 19 is a side view for a bubble column reactor equipped with an external deaeration vessel, illustrating the way in which a portion of the deaerated suspension leaving the bottom of the deaeration vessel can be used to flush the fill factor reduction line connected to the bottom of the reactor;

фиг.20 представляет собой вид сбоку для барботажной колонны реакторного типа, оборудованной гибридной внутренней/внешней деаэрационной емкостью, предназначенной для отделения газовой фазы реакционной среды, отбираемой из боковой позиции повышенного уровня расположения в реакторе;Fig is a side view of a bubble column reactor equipped with a hybrid internal / external deaeration tank, designed to separate the gas phase of the reaction medium, taken from the side position of the increased level of location in the reactor;

фиг.21 представляет собой вид сбоку для барботажной колонны реакторного типа, оборудованной альтернативной гибридной деаэрационной емкостью, расположенной поблизости от низа реактора;Fig.21 is a side view for a bubble column reactor equipped with an alternative hybrid deaeration tank located near the bottom of the reactor;

фиг.22 представляет собой увеличенный вид сбоку в разрезе для нижней части барботажной колонны реакторного типа фиг.21, в частности, иллюстрирующий применение альтернативного барботера окислителя, использующего каналы впускных отверстий, которые принимают поток окислителя через днище реактора;FIG. 22 is an enlarged sectional side view for the bottom of a reactor bubbler of FIG. 21, in particular illustrating the use of an alternative oxidizer bubbler using inlet channels that receive an oxidizer stream through the bottom of the reactor;

фиг.23 представляет собой увеличенный вид сбоку в разрезе, подобный фиг.22, в частности, иллюстрирующий альтернативное средство введения потока окислителя в реактор через множество отверстий в днище реактора и необязательно с использованием отбойников для более равномерного распределения потока окислителя в реакторе;FIG. 23 is an enlarged sectional side view similar to FIG. 22, in particular, illustrating an alternative means of introducing an oxidizer stream into the reactor through a plurality of openings in the bottom of the reactor and optionally using chippers to more evenly distribute the oxidant stream in the reactor;

фиг.24 представляет собой вид сбоку для барботажной колонны реакторного типа, использующей внутренний канал для течения в целях содействия улучшению диспергирования окисляемого соединения в результате рециркуляции части реакционной среды с ее переходом из верхней части реактора в нижнюю часть реактора;Fig is a side view of a bubble column reactor using an internal flow channel to help improve dispersion of the oxidizable compound by recycling part of the reaction medium from the upper part of the reactor to the lower part of the reactor;

фиг.25 представляет собой вид сбоку для барботажной колонны реакторного типа, использующей внешний канал для течения в целях улучшения диспергирования окисляемого соединения в результате рециркуляции части реакционной среды с ее переходом из верхней части реактора в нижнюю часть реактора;Fig is a side view for a bubble column reactor using an external flow channel in order to improve dispersion of the oxidizable compound by recycling part of the reaction medium with its transition from the upper part of the reactor to the lower part of the reactor;

фиг.26 представляет собой вид сбоку в разрезе для горизонтального эжектора, который можно использовать для улучшения диспергирования окисляемого соединения в реакторе окисления, в частности, иллюстрирующий эжектор, который использует поступающий жидкий исходный подаваемый материал для затягивания реакционной среды в эжектор и выпускает смесь исходного подаваемого материала и реакционной среды в зону реакции с высокой скоростью;FIG. 26 is a sectional side view for a horizontal ejector that can be used to improve dispersion of an oxidizable compound in an oxidation reactor, in particular illustrating an ejector that uses incoming liquid feed material to draw the reaction medium into an ejector and discharges a mixture of feed material and the reaction medium into the reaction zone at high speed;

фиг.27 представляет собой вид сбоку в разрезе для вертикального эжектора, который можно использовать для улучшения диспергирования окисляемого соединения в реакторе окисления, в частности, иллюстрирующий эжектор, который объединяет жидкий исходный подаваемый материал и газ из впускного отверстия и использует объединенную двухфазную текучую среду для затягивания реакционной среды в эжектор и выпускает смесь жидкого исходного подаваемого материала, газа из впускного отверстия и реакционной среды в зону реакции с высокой скоростью;FIG. 27 is a sectional side view for a vertical ejector that can be used to improve dispersion of an oxidizable compound in an oxidation reactor, in particular illustrating an ejector that combines liquid feed material and gas from an inlet and uses a combined two-phase fluid to tighten the reaction medium into the ejector and releases a mixture of the liquid feed material, gas from the inlet and the reaction medium into the reaction zone at high speed;

фиг.28 представляет собой вид сбоку для барботажной колонны реакторного типа, содержащей многофазную реакционную среду, в частности, иллюстрирующий реакционную среду, теоретически разделенную на 30 горизонтальных слоев с равным объемом для того, чтобы количественно установить определенные градиенты в реакционной среде;Fig. 28 is a side view for a bubble column reactor containing a multiphase reaction medium, in particular illustrating a reaction medium theoretically divided into 30 horizontal layers with equal volume in order to quantify certain gradients in the reaction medium;

фиг.29 представляет собой вид сбоку для барботажной колонны реакторного типа, содержащей многофазную реакционную среду, в частности, иллюстрирующий первый и второй дискретные 20% сплошные объемы реакционной среды, которые характеризуются существенно различными концентрациями кислорода и/или скоростями расходования кислорода;Fig.29 is a side view for a bubble column reactor containing a multiphase reaction medium, in particular, illustrating the first and second discrete 20% continuous volumes of the reaction medium, which are characterized by significantly different oxygen concentrations and / or oxygen consumption rates;

фиг.30 представляет собой вид сбоку для двух расположенных друг над другом реакционных емкостей, с использованием или без использования необязательного механического перемешивания, содержащих многофазную реакционную среду, в частности, иллюстрирующий то, что емкости вмещают дискретные 20% сплошные объемы реакционной среды, характеризующиеся существенно различными концентрациями кислорода и/или скоростями расходования кислорода;Fig. 30 is a side view for two reaction tanks arranged one above the other, with or without optional mechanical stirring, containing a multiphase reaction medium, in particular illustrating that the containers contain discrete 20% continuous volumes of the reaction medium, characterized by significantly different oxygen concentrations and / or oxygen consumption rates;

фиг.31 представляет собой вид сбоку для трех расположенных рядом друг с другом реакционных емкостей, с использованием или без использования необязательного механического перемешивания, содержащих многофазную реакционную среду, в частности, иллюстрирующий то, что емкости вмещают дискретные 20% сплошные объемы реакционной среды, характеризующиеся существенно различными концентрациями кислорода и/или скоростями расходования кислорода;Fig is a side view for three adjacent adjacent to each other reaction vessels, with or without the use of optional mechanical stirring, containing a multiphase reaction medium, in particular, illustrating that the containers contain discrete 20% continuous volumes of the reaction medium, characterized essentially various oxygen concentrations and / or oxygen consumption rates;

фиг.32 представляет собой вид сбоку для барботажной колонны реакторного типа со ступенчатым изменением скорости, имеющей широкую нижнюю зону реакции и узкую верхнюю зону реакции;Fig. 32 is a side view for a step-type bubble column reactor with a step change in speed having a wide lower reaction zone and a narrow upper reaction zone;

фиг.33 представляет собой вид сбоку для барботажной колонны реакторного типа, оборудованной вертикальной разделительной стенкой, предназначенной для добавления площади вертикальной поверхности, которая находится в контакте с реакционной средой;Fig. 33 is a side view for a bubble column reactor equipped with a vertical separation wall for adding a vertical surface area that is in contact with the reaction medium;

фиг.34 представляет собой вид в разрезе по линии 34-34 на фиг.33, в частности, иллюстрирующий то, что разделительная стенка представляет собой плоскостной элемент, разделяющий зону реакции на две по существу равные секции;Fig. 34 is a sectional view taken along line 34-34 in Fig. 33, in particular illustrating that the dividing wall is a planar element dividing the reaction zone into two substantially equal sections;

фиг.35 представляет собой вид сбоку для барботажной колонны реакторного типа, оборудованной укороченной вертикальной разделительной стенкой, предназначенной для добавления площади вертикальной поверхности, которая находится в контакте с реакционной средой;Fig. 35 is a side view for a bubble column reactor equipped with a shortened vertical separation wall for adding a vertical surface area that is in contact with the reaction medium;

фиг.36 представляет собой вид сбоку для барботажной колонны реакторного типа, оборудованной укороченной и искривленной вертикальной разделительной стенкой, предназначенной для добавления площади вертикальной поверхности, которая находится в контакте с реакционной средой;Fig. 36 is a side view for a bubble column reactor equipped with a shortened and curved vertical partition wall for adding a vertical surface area that is in contact with the reaction medium;

фиг.37 представляет собой вид в разрезе по линии 37-37 на фиг.36, в частности, иллюстрирующий то, что искривленная вертикальная разделительная стенка в общем случае представляет собой S-образный элемент, разделяющий часть зоны реакции на две по существу равные секции;Fig. 37 is a sectional view taken along line 37-37 of Fig. 36, in particular illustrating that the curved vertical partition wall is generally an S-shaped element dividing part of the reaction zone into two substantially equal sections;

фиг.38 представляет собой вид сбоку для барботажной колонны реакторного типа, оборудованной укороченным вертикальным внутренним элементом, предназначенным для добавления площади вертикальной поверхности, которая находится в контакте с реакционной средой;Fig. 38 is a side view for a bubble column reactor equipped with a shortened vertical inner member for adding a vertical surface area that is in contact with the reaction medium;

фиг.39 представляет собой вид в разрезе по линии 39-39 на фиг.38, в частности, иллюстрирующий то, что вертикальный внутренний элемент имеет Х-образную форму, а уровни поверхности внутреннего элемента не доходят до самой боковой стенки реактора;Fig. 39 is a sectional view taken along line 39-39 of Fig. 38, in particular illustrating that the vertical internal element is X-shaped and the surface levels of the internal element do not reach the very side wall of the reactor;

фиг.40 представляет собой вид сбоку для барботажной колонны реакторного типа, оборудованной чередующимися вертикальными внутренними элементами с различной конфигурацией, предназначенными для добавления площади вертикальной поверхности, которая находится в контакте с реакционной средой;Fig. 40 is a side view for a bubble column reactor equipped with alternating vertical internal elements of various configurations designed to add a vertical surface area that is in contact with the reaction medium;

фиг.41 представляет собой вид в разрезе по линии 41-41 на фиг.40, в частности, иллюстрирующий одну конфигурацию вертикальных элементов, которая имеет Х-образную форму и разделяет часть зоны реакции на четыре по существу одинаковых квадранта;Fig. 41 is a sectional view taken along line 41-41 in Fig. 40, in particular illustrating one configuration of vertical elements that is X-shaped and divides part of the reaction zone into four substantially identical quadrants;

фиг.42 представляет собой вид в разрезе по линии 42-42 на фиг.40, в частности, иллюстрирующий другую конфигурацию вертикальных элементов, которая разделяет часть зоны реакции на восемь по существу одинаковых клиновидных секций;Fig. 42 is a sectional view taken along line 42-42 of Fig. 40, in particular illustrating another configuration of vertical elements that divides a portion of the reaction zone into eight substantially identical wedge-shaped sections;

фиг.43 представляет собой вид сбоку для барботажной колонны реакторного типа, оборудованной множеством винтообразных внутренних элементов, предназначенных для добавления площади вертикальной поверхности, которая находится в контакте с реакционной средой;Fig. 43 is a side view for a bubble column reactor equipped with a plurality of helical internal elements for adding a vertical surface area that is in contact with the reaction medium;

фиг.44 представляет собой вид в разрезе по линии 44-44 на фиг.43, в частности, иллюстрирующий форму одного из винтообразных внутренних элементов;Fig. 44 is a sectional view taken along line 44-44 in Fig. 43, in particular illustrating the shape of one of the helical internal elements;

фиг.45 представляет собой вид сбоку для барботажной колонны реакторного типа, оборудованной множеством перегородок, каждая из которых включает множество цилиндрических прутков, предназначенных для контакта с реакционной средой;Fig. 45 is a side view for a bubble column reactor equipped with a plurality of baffles, each of which includes a plurality of cylindrical rods for contact with the reaction medium;

фиг.46 представляет собой увеличенное изометрическое изображение для перегородок фиг.45, в частности, иллюстрирующее способ, по которому цилиндрические прутки соседних перегородок поворачивают на 90° друг по отношению к другу;Fig. 46 is an enlarged isometric view of the partitions of Fig. 45, in particular illustrating the method in which the cylindrical rods of adjacent partitions are rotated 90 ° with respect to each other;

фиг.47 представляет собой вид в разрезе по линии 47-47 на фиг.45, в частности, иллюстрирующий одну из перегородок;Fig. 47 is a sectional view taken along line 47-47 of Fig. 45, in particular illustrating one of the partitions;

фиг.48 представляет собой вид сбоку для барботажной колонны реакторного типа, оборудованной множеством перегородок, каждая из которых включает множество элементов с L-образным сечением, предназначенных для контакта с реакционной средой;Fig. 48 is a side view for a bubble column reactor equipped with a plurality of partitions, each of which includes a plurality of L-shaped members for contact with the reaction medium;

фиг.49 представляет собой увеличенный вид сбоку для перегородок фиг.48, в частности, иллюстрирующий способ, по которому элементы с L-образным сечением соседних перегородок поворачивают на 90° друг по отношению к другу;Fig. 49 is an enlarged side view for the partitions of Fig. 48, in particular, illustrating the way in which elements with an L-shaped section of adjacent partitions are rotated 90 ° with respect to each other;

фиг.50 представляет собой вид в разрезе по линии 50-50 на фиг.48, в частности, иллюстрирующий одну из перегородок;Fig. 50 is a sectional view taken along line 50-50 of Fig. 48, in particular illustrating one of the partitions;

фиг.51 представляет собой вид сбоку для барботажной колонны реакторного типа, оборудованной одной монолитной, цилиндрической, ромбовидной перегородкой, предназначенной для контакта с реакционной средой;Fig. 51 is a side view for a bubble column reactor equipped with one monolithic, cylindrical, diamond-shaped septum intended for contact with the reaction medium;

фиг.52 представляет собой увеличенный вид сбоку для монолитной перегородки фиг.51;Fig. 52 is an enlarged side view of the monolithic partition of Fig. 51;

фиг.53 представляет собой вид в разрезе по линии 53-53 на фиг.51 и иллюстрирующий цилиндрический характер монолитной перегородки;Fig. 53 is a sectional view taken along line 53-53 of Fig. 51 and illustrating the cylindrical nature of the monolithic partition;

фиг. 54А и 54В представляют собой увеличенные изображения для частиц сырой неочищенной терефталевой кислоты (СТА), полученных в соответствии с одним вариантом реализации настоящего изобретения, в частности, иллюстрирующие то, что каждая частица СТА представляет собой частицу, характеризующуюся малой плотностью и большой площадью удельной поверхности и состоящую из множества неплотно связанных субчастиц СТА;FIG. 54A and 54B are enlarged images of crude crude terephthalic acid (CTA) particles obtained in accordance with one embodiment of the present invention, in particular illustrating that each CTA particle is a particle having a low density and a large specific surface area and consisting of many loosely coupled subparticles of CTA;

фиг.55А и 55В представляют собой увеличенные изображения для обычно получаемой СТА, в частности, иллюстрирующие то, что обычная частица СТА характеризуется большим размером частиц, меньшей плотностью и меньшей площадью удельной поверхности по сравнению с частицей СТА изобретения фиг.54А и 54В;55A and 55B are enlarged images of a conventionally produced CTA, in particular illustrating that a conventional CTA particle is characterized by a larger particle size, lower density and lower specific surface area compared to the CTA particle of the invention of FIGS. 54A and 54B;

фиг.56 представляет собой упрощенную схему технологического процесса для способа получения очищенной терефталевой кислоты (РТА) предшествующего уровня техники;56 is a simplified process flow diagram for a method for producing purified prior art terephthalic acid (PTA);

фиг.57 представляет собой упрощенную схему технологического процесса для способа получения РТА в соответствии с одним вариантом реализации настоящего изобретения иFig. 57 is a simplified process diagram for a method for producing a PTA in accordance with one embodiment of the present invention, and

фиг.58 представляет собой таблицу, обобщенно представляющую различные рабочие параметры барботажной колонны реакторного типа окисления, где определенные рабочие параметры были отрегулированы в соответствии с описанием, приведенным в разделе примеров.58 is a table summarizing various operating parameters of an oxidation reactor type bubble column, where certain operating parameters have been adjusted in accordance with the description given in the examples section.

ПОДРОБНОЕ ОПИСАНИЕDETAILED DESCRIPTION

Один вариант реализации настоящего изобретения относится к жидкофазному частичному окислению окисляемого соединения. Такое окисление предпочтительно проводят в жидкой фазе многофазной реакционной среды, содержащейся в одном или нескольких реакторах с перемешиванием. Подходящие реакторы с перемешиванием включают, например, реакторы с барботажным перемешиванием (например, барботажные колонны реакторного типа), реакторы с механическим перемешиванием (например, проточные реакторы смешения) и реакторы с перемешиванием потоком (например, струйные реакторы). В одном варианте реализации жидкофазное окисление проводят в одной барботажной колонне реакторного типа.One embodiment of the present invention relates to a liquid phase partial oxidation of an oxidizable compound. Such oxidation is preferably carried out in the liquid phase of a multiphase reaction medium contained in one or more stirred reactors. Suitable stirred reactors include, for example, bubbling reactors (e.g., bubble column reactors), mechanically stirred reactors (e.g. flow mixing reactors), and stream stirred reactors (e.g. jet reactors). In one embodiment, the liquid phase oxidation is carried out in a single bubble column reactor type.

В соответствии с использованием в настоящем документе термин «барботажная колонна реакторного типа» должен обозначать реактор, предназначенный для облегчения проведения химических реакций в многофазной реакционной среде, где перемешивание реакционной среды главным образом обеспечивается в результате перемещения пузырьков газа снизу вверх через реакционную среду. В соответствии с использованием в настоящем документе термин «перемешивание» должен обозначать работу, затрачиваемую в реакционной среде, которая приводит к возникновению течения и/или перемешивания текучей среды. В соответствии с использованием в настоящем документе термины «в основном», «главным образом» и «преимущественно» должны обозначать более чем 50%. В соответствии с использованием в настоящем документе термин «механическое перемешивание» должен обозначать перемешивание реакционной среды, вызываемое физическим перемещением жестких или гибких элементов (элемента) по отношению к реакционной среде или внутри реакционной среды. Например, механическое перемешивание можно обеспечить при использовании вращения, осцилляции и/или вибрации внутренних мешалок, лопастей, вибраторов или акустических диафрагм, расположенных в реакционной среде. В соответствии с использованием в настоящем документе термин «перемешивание потоком» должен обозначать перемешивание реакционной среды, вызванное высокоскоростными инжектированием и/или рециркуляцией одной или нескольких текучих сред в реакционной среде. Например, перемешивание потоком можно обеспечить при использовании сопел, эжекционных устройств и/или эжекторов.As used herein, the term “reactor type bubble column” is intended to mean a reactor designed to facilitate chemical reactions in a multiphase reaction medium, where stirring of the reaction medium is primarily achieved by moving gas bubbles from bottom to top through the reaction medium. As used herein, the term “mixing” is intended to mean work in the reaction medium that causes flow and / or mixing of the fluid. As used herein, the terms “mainly”, “mainly” and “mainly” should mean more than 50%. As used herein, the term “mechanical agitation” is intended to mean agitation of the reaction medium caused by physical movement of rigid or flexible elements (element) with respect to the reaction medium or within the reaction medium. For example, mechanical mixing can be achieved by using rotation, oscillation and / or vibration of internal mixers, blades, vibrators or acoustic diaphragms located in the reaction medium. As used herein, the term “flow agitation” is intended to mean agitation of the reaction medium caused by high-speed injection and / or recirculation of one or more fluids in the reaction medium. For example, flow mixing can be achieved using nozzles, ejection devices and / or ejectors.

В предпочтительном варианте реализации настоящего изобретения менее чем приблизительно 40% от величины перемешивания реакционной среды в барботажной колонне реакторного типа во время окисления обеспечивают в результате наличия механического перемешивания и/или перемешивания потоком, более предпочтительно менее чем приблизительно 20% от величины перемешивания обеспечивают в результате наличия механического перемешивания и/или перемешивания потоком, а наиболее предпочтительно менее чем приблизительно 5% от величины перемешивания обеспечивают в результате наличия механического перемешивания и/или перемешивания потоком. Предпочтительно величина механического перемешивания и/или перемешивания потоком, придаваемая многофазной реакционной среде во время окисления, составляет величину, меньшую, чем приблизительно 3 кВт/м³ реакционной среды, более предпочтительно меньшую, чем приблизительно 2 кВт/м³, а наиболее предпочтительно меньшую, чем 1 кВт/м³.In a preferred embodiment of the present invention, less than about 40% of the amount of stirring of the reaction medium in the reactor type bubble column during oxidation is provided as a result of mechanical stirring and / or flow mixing, more preferably less than about 20% of the amount of stirring is provided by mechanical stirring and / or stirring with a stream, and most preferably less than about 5% of the amount of mixing, both sintered as a result of mechanical stirring and / or flow mixing. Preferably, the amount of mechanical stirring and / or stream stirring imparted to the multiphase reaction medium during oxidation is less than about 3 kW / m ^{3 of the} reaction medium, more preferably less than about 2 kW / m ³ , and most preferably less, than 1 kW / m ³ .

Если обратиться теперь к фиг.1, то можно сказать, что на ней проиллюстрирована предпочтительная барботажная колонна реакторного типа 20 как включающая корпус 22, включающий секцию реакции 24 и секцию отделения 26. Секция реакции 24 определяет внутреннюю зону реакции 28, в то время как секция отделения 26 определяет внутреннюю зону отделения 30. Поток преимущественно жидкофазного исходного подаваемого материала вводят в зону реакции 28 через впускные отверстия для исходного подаваемого материала 32а, b, c, d. Поток преимущественно газофазного окислителя вводят в зону реакции 28 через барботер окислителя 34, расположенный в нижней части зоны реакции 28. Поток жидкофазного исходного подаваемого материала и поток газофазного окислителя совместно образуют многофазную реакционную среду 36 внутри зоны реакции 28. Многофазная реакционная среда 36 включает жидкую фазу и газовую фазу. Более предпочтительно многофазная реакционная среда 36 включает трехфазную среду, включающую твердофазный, жидкофазный и газофазный компоненты. Твердофазный компонент реакционной среды 36 предпочтительно выпадает в осадок внутри зоны реакции 28 в результате прохождения реакции окисления, проводимой в жидкой фазе реакционной среды 36. Барботажная колонна реакторного типа 20 включает выпускное отверстие для суспензии 38, расположенное поблизости от низа реакционной колонны 28, и выпускное отверстие для газа 40, расположенное поблизости от верха зоны отделения 30. Отходящий поток суспензии, включающий жидкофазный и твердофазный компоненты реакционной среды 36, отбирают из зоны реакции 28 через выпускное отверстие для суспензии 38, в то время как отходящий поток преимущественно газа отбирают из зоны отделения 30 через выпускное отверстие для газа 40.Turning now to FIG. 1, it can be said that it illustrates a preferred reactor-type bubbler column 20 as including a housing 22 including a reaction section 24 and a separation section 26. The reaction section 24 defines the internal reaction zone 28, while the section compartment 26 defines the inner area of compartment 30. A stream of predominantly liquid-phase feed is introduced into the reaction zone 28 through inlets for feed 32a, b, c, d. The predominantly gas-phase oxidizing agent stream is introduced into the reaction zone 28 through the oxidizer bubbler 34 located at the bottom of the reaction zone 28. The liquid-phase feed feed and the gas-phase oxidizing agent stream together form a multiphase reaction medium 36 within the reaction zone 28. The multiphase reaction medium 36 comprises a liquid phase and gas phase. More preferably, the multiphase reaction medium 36 includes a three-phase medium comprising solid phase, liquid phase and gas phase components. The solid-phase component of the reaction medium 36 preferably precipitates within the reaction zone 28 as a result of an oxidation reaction carried out in the liquid phase of the reaction medium 36. The reactor type bubble column 20 includes a suspension outlet 38 located near the bottom of the reaction column 28 and an outlet for gas 40, located near the top of the separation zone 30. The effluent of the suspension, including the liquid-phase and solid-phase components of the reaction medium 36, is taken from the reaction zone 28 through the outlet for the suspension 38, while the effluent stream of predominantly gas is taken from the separation zone 30 through the outlet for the gas 40.

Поток жидкофазного исходного подаваемого материала, вводимый в барботажную колонну реакторного типа 20 через впускные отверстия для исходного подаваемого материала 32а, b, c, d, предпочтительно включает окисляемое соединение, растворитель и систему катализатора.The liquid-phase feed feed stream introduced into the reactor bubbler 20 through the feed inlet openings 32a, b, c, d preferably includes an oxidizable compound, a solvent, and a catalyst system.

Окисляемое соединение, присутствующее в потоке жидкофазного исходного подаваемого материала, предпочтительно имеет, по меньшей мере, одну углеводородную группу. Более предпочтительно окисляемое соединение представляет собой ароматическое соединение. Еще более предпочтительно окисляемое соединение представляет собой ароматическое соединение, имеющее, по меньшей мере, одну присоединенную углеводородную группу или, по меньшей мере, одну присоединенную замещенную углеводородную группу или содержащее, по меньшей мере, один присоединенный гетероатом или, по меньшей мере, одну присоединенную функциональность карбоновой кислоты (-СООН). Еще более предпочтительно окисляемое соединение представляет собой ароматическое соединение, имеющее, по меньшей мере, одну присоединенную углеводородную группу или, по меньшей мере, одну присоединенную замещенную углеводородную группу, при этом каждая присоединенная группа содержит от 1 до 5 атомов углерода. И еще более предпочтительно окисляемое соединение представляет собой ароматическое соединение, имеющее ни больше, ни меньше, чем две присоединенные группы, при этом каждая присоединенная группа содержит ни больше, ни меньше, чем один атом углерода и состоит из метильных групп, и/или замещенных метильных групп, и/или, самое большее, одной группы карбоновой кислоты. Даже еще более предпочтительно окисляемое соединение представляет собой пара-ксилол, мета-ксилол, пара-толуиловый альдегид, мета-толуиловый альдегид, пара-толуиловую кислоту, мета-толуиловую кислоту и/или ацетальдегид. Наиболее предпочтительно окисляемое соединение представляет собой пара-ксилол.The oxidizable compound present in the liquid phase feed stream preferably has at least one hydrocarbon group. More preferably, the oxidizable compound is an aromatic compound. Even more preferably, the oxidizable compound is an aromatic compound having at least one attached hydrocarbon group or at least one attached substituted hydrocarbon group or containing at least one attached heteroatom or at least one attached functionality carboxylic acid (-COOH). Even more preferably, the oxidizable compound is an aromatic compound having at least one attached hydrocarbon group or at least one attached substituted hydrocarbon group, with each attached group containing from 1 to 5 carbon atoms. And even more preferably, the oxidizable compound is an aromatic compound having neither more nor less than two attached groups, with each attached group containing neither more nor less than one carbon atom and consists of methyl groups and / or substituted methyl groups and / or at most one carboxylic acid group. Even more preferably, the oxidizable compound is para-xylene, meta-xylene, para-toluyl aldehyde, meta-toluyl aldehyde, para-toluic acid, meta-toluic acid and / or acetaldehyde. Most preferably, the oxidizable compound is para-xylene.

«Углеводородная группа» в соответствии с определением в настоящем документе представляет собой, по меньшей мере, один атом углерода, который связан только с атомами водорода или с другими атомами углерода. «Замещенная углеводородная группа», в соответствии с определением в настоящем документе, представляет собой, по меньшей мере, один атом углерода, связанный, по меньшей мере, с одним гетероатомом и, по меньшей мере, с одним атомом водорода. «Гетероатомы», в соответствии с определением в настоящем документе, представляют собой все атомы, отличные от атомов углерода и водорода. Ароматические соединения, в соответствии с определением в настоящем документе, включают ароматическое кольцо, предпочтительно содержащее, по меньшей мере, 6 атомов углерода, еще более предпочтительно содержащее только атомы углерода в качестве части кольца. Подходящие примеры таких ароматических колец включают нижеследующее, но не ограничиваются только им: бензольное, бифенильное, терфенильное, нафталиновое и другие конденсированные ароматические кольца на углеродной основе.A “hydrocarbon group” as defined herein is at least one carbon atom that is bonded only to hydrogen atoms or to other carbon atoms. A “substituted hydrocarbon group,” as defined herein, is at least one carbon atom bonded to at least one heteroatom and at least one hydrogen atom. “Heteroatoms,” as defined herein, are all atoms other than carbon and hydrogen. Aromatic compounds, as defined herein, include an aromatic ring, preferably containing at least 6 carbon atoms, even more preferably containing only carbon atoms as part of the ring. Suitable examples of such aromatic rings include, but are not limited to: benzene, biphenyl, terphenyl, naphthalene and other fused carbon-based aromatic rings.

Подходящие примеры окисляемого соединения включают алифатические углеводороды (например, алканы, разветвленные алканы, циклические алканы, алифатические алкены, разветвленные алкены и циклические алкены); алифатические альдегиды (например, ацетальдегид, пропионовый альдегид, изомасляный альдегид и н-масляный альдегид); алифатические спирты (например, этанол, изопропанол, н-пропанол, н-бутанол и изобутанол); алифатические кетоны (например, диметилкетон, этилметилкетон, диэтилкетон и изопропилметилкетон); алифатические сложные эфиры (например, метилформиат, метилацетат, этилацетат); алифатические пероксиды, перкислоты и гидропероксиды (например, трет-бутилгидропероксид, перуксусная кислота и ди-трет-бутилгидропероксид); алифатические соединения, имеющие группы, которые представляют собой комбинации вышеупомянутых алифатических вариантов плюс другие гетероатомы (например, алифатические соединения, содержащие один или несколько молекулярных сегментов углеводородов, альдегидов, спиртов, кетонов, сложных эфиров, пероксидов, перкислот и/или гидропероксидов в комбинации с натрием, бромом, кобальтом, марганцем и цирконием); различные бензольные кольца, нафталиновые кольца, бифенилы, терфенилы и другие ароматические группы, имеющие одну или несколько присоединенных углеводородных групп (например, толуол, этилбензол, изопропилбензол, н-пропилбензол, неопентилбензол, пара-ксилол, мета-ксилол, орто-ксилол, все изомеры триметилбензолов, все изомеры тетраметилбензолов, пентаметилбензол, гексаметилбензол, все изомеры этилметилбензолов, все изомеры диэтилбензолов, все изомеры этилдиметилбензолов, все изомеры диметилнафталинов, все изомеры этилметилнафталинов, все изомеры диэтилнафталинов, все изомеры диметилбифенилов, все изомеры этилметилбифенилов и все изомеры диэтилбифенилов, стильбен и стильбен, имеющий одну или несколько присоединенных углеводородных групп, флуорен и флуорен, имеющий одну или несколько присоединенных углеводородных групп, антрацен и антрацен, имеющий одну или несколько присоединенных углеводородных групп, и дифенилэтан и дифенилэтан, имеющий одну или несколько присоединенных углеводородных групп); различные бензольные кольца, нафталиновые кольца, бифенилы, терфенилы и другие ароматические группы, имеющие одну или несколько присоединенных углеводородных групп и/или содержащие один или несколько присоединенных гетероатомов, которые могут соединяться с другими атомами или группами атомов (например, фенол, все изомеры метилфенолов, все изомеры диметилфенолов, все изомеры нафтолов, простой бензилметиловый эфир, все изомеры бромфенолов, бромбензол, все изомеры бромтолуолов, включающие альфа-бромтолуол, дибромбензол, нафталенат кобальта и все изомеры бромбифенилов); различные бензольные кольца, нафталиновые кольца, бифенилы, терфенилы и другие ароматические группы, имеющие одну или несколько присоединенных углеводородных групп, и/или содержащих один или несколько присоединенных гетероатомов, и/или имеющих одну или несколько присоединенных замещенных углеводородных групп (например, бензальдегид, все изомеры бромбензальдегидов, все изомеры бромированных толуальдегидов, в том числе все изомеры альфа-бромтолуальдегидов, все изомеры гидроксибензальдегидов, все изомеры бромгидроксибензальдегидов, все изомеры бензолдикарбоксальдегидов, все изомеры бензолтрикарбоксальдегидов, пара-толуальдегид, мета-толуальдегид, орто-толуальдегид, все изомеры толуолдикарбоксальдегидов, все изомеры толуолтрикарбоксальдегидов, все изомеры толуолтетракарбоксальдегидов, все изомеры диметилбензолдикарбоксальдегидов, все изомеры диметилбензолтрикарбоксальдегидов, все изомеры диметилбензолтетракарбоксальдегидов, все изомеры триметилбензолтрикарбоксальдегидов, все изомеры этилтолуальдегидов, все изомеры триметилбензолдикарбоксальдегидов, тетраметилбензолдикарбоксальдегид, гидроксиметилбензол, все изомеры гидроксиметилтолуолов, все изомеры гидроксиметилбромтолуолов, все изомеры гидроксиметилтолуальдегидов, все изомеры гидроксиметилбромтолуальдегидов, бензилгидроксипероксид, бензоилгидропероксид, все изомеры толилметилгидропероксидов и все изомеры метилфенолметилгидропероксидов); различные бензольные кольца, нафталиновые кольца, бифенилы, терфенилы и другие ароматические группы, имеющие одну или несколько присоединенных выбранных групп, обозначающих углеводородные группы, и/или присоединенные гетероатомы, и/или замещенные углеводородные группы, и/или группы карбоновой кислоты, и/или группы пероксикислоты (например, бензойная кислота, пара-толуиловая кислота, мета-толуиловая кислота, орто-толуиловая кислота, все изомеры этилбензойных кислот, все изомеры пропилбензойных кислот, все изомеры бутилбензойных кислот, все изомеры пентилбензойных кислот, все изомеры диметилбензойных кислот, все изомеры этилметилбензойных кислот, все изомеры триметилбензойных кислот, все изомеры тетраметилбензойных кислот, пентаметилбензойная кислота, все изомеры диэтилбензойных кислот, все изомеры бензолдикарбоновых кислот, все изомеры бензолтрикарбоновых кислот, все изомеры метилбензолдикарбоновых кислот, все изомеры диметилбензолдикарбоновых кислот, все изомеры метилбензолтрикарбоновых кислот, все изомеры бромбензойных кислот, все изомеры дибромбензойных кислот, все изомеры бромтолуиловых кислот, в том числе альфа-бромтолуиловые кислоты, толилуксусная кислота, все изомеры гидроксибензойных кислот, все изомеры гидроксиметилбензойных кислот, все изомеры гидрокситолуиловых кислот, все изомеры гидроксиметилтолуиловых кислот, все изомеры гидроксиметилбензолдикарбоновых кислот, все изомеры гидроксибромбензойных кислот, все изомеры гидроксибромтолуиловых кислот, все изомеры гидроксиметилбромбензойных кислот, все изомеры карбоксибензальдегидов, все изомеры дикарбоксибензальдегидов, пербензойная кислота, все изомеры гидропероксиметилбензойных кислот, все изомеры гидропероксиметилгидроксибензойных кислот, все изомеры гидропероксикарбонилбензойных кислот, все изомеры гидропероксикарбонилтолуолов, все изомеры метилбифенилкарбоновых кислот, все изомеры диметилбифенилкарбоновых кислот, все изомеры метилбифенилдикарбоновых кислот, все изомеры бифенилтрикарбоновых кислот, все изомеры стильбена, имеющие одну или несколько присоединенных выбранных групп, все изомеры флуоренона, имеющие одну или несколько присоединенных выбранных групп, все изомеры нафталина, имеющие одну или несколько присоединенных выбранных групп, бензил, все изомеры бензила, имеющие одну или несколько присоединенных выбранных групп, бензофенон, все изомеры бензофенона, имеющие одну или несколько присоединенных выбранных групп, антрахинон, все изомеры антрахинона, имеющие одну или несколько присоединенных выбранных групп, все изомеры дифенилэтана, имеющие одну или несколько присоединенных выбранных групп, бензокумарин и все изомеры бензокумарина, имеющие одну или несколько присоединенных выбранных групп).Suitable examples of an oxidizable compound include aliphatic hydrocarbons (eg, alkanes, branched alkanes, cyclic alkanes, aliphatic alkenes, branched alkenes and cyclic alkenes); aliphatic aldehydes (e.g. acetaldehyde, propionic aldehyde, isobutyric aldehyde and n-butyric aldehyde); aliphatic alcohols (e.g. ethanol, isopropanol, n-propanol, n-butanol and isobutanol); aliphatic ketones (e.g. dimethyl ketone, ethyl methyl ketone, diethyl ketone and isopropyl methyl ketone); aliphatic esters (e.g. methyl formate, methyl acetate, ethyl acetate); aliphatic peroxides, peracids and hydroperoxides (for example, tert-butyl hydroperoxide, peracetic acid and di-tert-butyl hydroperoxide); aliphatic compounds having groups that are combinations of the aforementioned aliphatic variants plus other heteroatoms (e.g., aliphatic compounds containing one or more molecular segments of hydrocarbons, aldehydes, alcohols, ketones, esters, peroxides, peracids and / or hydroperoxides in combination with sodium , bromine, cobalt, manganese and zirconium); various benzene rings, naphthalene rings, biphenyls, terphenyls and other aromatic groups having one or more attached hydrocarbon groups (e.g., toluene, ethylbenzene, isopropylbenzene, n-propylbenzene, neopentylbenzene, para-xylene, meta-xylene, ortho-xylene, all isomers of trimethylbenzenes, all isomers of tetramethylbenzenes, pentamethylbenzene, hexamethylbenzene, all isomers of ethyl methylbenzenes, all isomers of diethylbenzenes, all isomers of ethyl dimethylbenzenes, all isomers of dimethylnaphthalenes, all isomers of ethylmethylnaphthalenes all isomers of diethylnaphthalenes, all isomers of dimethylbiphenyls, all isomers of ethylmethylbiphenyls and all isomers of diethylbiphenyls, stilbene and stilbene having one or more attached hydrocarbon groups, fluorene and fluorene, having one or more attached hydrocarbon groups, anthracene and anthracene, having one or groups, and diphenylethane and diphenylethane having one or more attached hydrocarbon groups); various benzene rings, naphthalene rings, biphenyls, terphenyls and other aromatic groups having one or more attached hydrocarbon groups and / or containing one or more attached heteroatoms that can combine with other atoms or groups of atoms (e.g. phenol, all methyl phenol isomers, all isomers of dimethylphenols, all isomers of naphthols, benzyl methyl ether, all isomers of bromophenols, bromobenzene, all isomers of bromtoluene, including alpha-bromtoluene, dibromobenzene, cobal naphthalenate and all isomers of bromobiphenyls); various benzene rings, naphthalene rings, biphenyls, terphenyls and other aromatic groups having one or more attached hydrocarbon groups and / or containing one or more attached heteroatoms and / or having one or more attached substituted hydrocarbon groups (for example, benzaldehyde, all isomers of bromobenzaldehydes, all isomers of brominated tolualdehydes, including all isomers of alpha-bromtolualdehydes, all isomers of hydroxybenzaldehydes, all isomers of bromohydroxybenzaldehydes, ce isomers benzenedicarboxaldehyde, all isomers benzoltrikarboksaldegidov, para-tolualdehyde, meta-tolualdehyde, ortho-tolualdehyde, all isomers toluoldikarboksaldegidov, all isomers toluoltrikarboksaldegidov, all isomers toluoltetrakarboksaldegidov, all isomers dimetilbenzoldikarboksaldegidov, all isomers dimetilbenzoltrikarboksaldegidov, all isomers dimetilbenzoltetrakarboksaldegidov, all isomers trimetilbenzoltrikarboksaldegidov, all isomers of ethyltolualdehyde, all isomers of trimethylbenzenedicarboxaldehyde, t trametilbenzoldikarboksaldegid, hydroxymethylbenzene, gidroksimetiltoluolov all isomers, all isomers gidroksimetilbromtoluolov, gidroksimetiltolualdegidov all isomers, all isomers gidroksimetilbromtolualdegidov, benzilgidroksiperoksid, benzoilgidroperoksid, all isomers and all isomers tolilmetilgidroperoksidov metilfenolmetilgidroperoksidov); various benzene rings, naphthalene rings, biphenyls, terphenyls and other aromatic groups having one or more attached selected groups representing hydrocarbon groups and / or attached heteroatoms and / or substituted hydrocarbon groups and / or carboxylic acid groups and / or peroxyacid groups (e.g. benzoic acid, para-toluic acid, meta-toluic acid, ortho-toluic acid, all isomers of ethylbenzoic acids, all isomers of propylbenzoic acids, all isomers of butylbenzoic acids, all isomers of pentylbenzoic acids, all isomers of dimethylbenzoic acids, all isomers of ethylmethylbenzoic acids, all isomers of tetramethylbenzoic acids, all isomers of tetramethylbenzoic acid, all isomers of diethylbenzoic acids, all isomers of isomeric benzoicoldric, dimethylbenzene dicarboxylic acids, all isomers of methylbenzene tricarboxylic acids, all isomers of bromobenzoic acids, all isomers of dibromobenzoic acids slot, all isomers of bromotoluylic acids, including alpha-bromotoluylic acids, tolyl acetic acid, all isomers of hydroxybenzoic acids, all isomers of hydroxymethylbenzoic acids, all isomers of hydroxymethyl toluic acids, all isomers of hydroxymethyltoluenic acids, all isomers, all isomers, all isomers hydroxybromtoluylic acids, all isomers of hydroxymethyl bromobenzoic acids, all isomers of carboxybenzaldehydes, all isomers of dicarboxybenzaldehydes, perb enzoynaya acid, all isomers gidroperoksimetilbenzoynyh acids, all isomers gidroperoksimetilgidroksibenzoynyh acids, all isomers gidroperoksikarbonilbenzoynyh acids, all isomers gidroperoksikarboniltoluolov, all isomers metilbifenilkarbonovyh acids, all isomers dimetilbifenilkarbonovyh acids, all isomers metilbifenildikarbonovyh acids, all isomers bifeniltrikarbonovyh acids, all isomers of stilbene with one or more attached selected groups, all isomers of fluorenone having one or more attached selected groups, all naphthalene isomers having one or more attached selected groups, benzyl, all benzyl isomers having one or more attached selected groups, benzophenone, all benzophenone isomers having one or more attached selected groups, anthraquinone, all isomers of anthraquinone, having one or more attached selected groups, all diphenylethane isomers having one or more attached selected groups, benzocoumarin and all benzocoumarin isomers having one or more additives selected groups).

Если окисляемое соединение, присутствующее в потоке жидкофазного исходного подаваемого материала, будет представлять собой соединение, твердое при нормальных условиях (то есть твердое вещество при стандартных температуре и давлении), то тогда предпочтительно, чтобы при введении в зону реакции 28 окисляемое соединение было бы по существу растворено в растворителе. Предпочтительно, чтобы температура кипения окисляемого соединения при атмосферном давлении была бы равной, по меньшей мере, приблизительно 50°С. Более предпочтительно температура кипения окисляемого соединения находится в диапазоне от приблизительно 80 до приблизительно 400°С, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 125 до 155°С. Количество окисляемого соединения, присутствующего в жидкофазном исходном подаваемом материале, предпочтительно находится в диапазоне от приблизительно 2 до приблизительно 40% масс., более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 4 до приблизительно 20% масс., а наиболее предпочтительно в диапазоне от 6 до 15% масс.If the oxidizable compound present in the liquid phase feed stream is a solid that is solid under normal conditions (i.e., a solid at standard temperature and pressure), then it is preferable that, when introduced into the reaction zone 28, the oxidizable compound would be dissolved in solvent. Preferably, the boiling point of the oxidizable compound at atmospheric pressure is at least about 50 ° C. More preferably, the boiling point of the oxidizable compound is in the range of from about 80 to about 400 ° C, and most preferably in the range of from 125 to 155 ° C. The amount of oxidizable compound present in the liquid phase feed is preferably in the range of from about 2 to about 40% by weight, more preferably in the range of from about 4 to about 20% by weight, and most preferably in the range of 6 to 15% by weight .

В данный момент следует отметить то, что окисляемое соединение, присутствующее в жидкофазном исходном подаваемом материале, может включать комбинацию двух или более различных окисляемых реагентов. Подачу данных двух или более различных химических веществ можно проводить при их смешении в потоке жидкофазного исходного подаваемого материала или ее можно проводить при их разделении на несколько потоков исходного подаваемого материала. Например, окисляемое соединение, включающее пара-ксилол, мета-ксилол, пара-толуальдегид, пара-толуиловую кислоту и ацетальдегид, можно подавать в реактор через единственное впускное отверстие или несколько раздельных впускных отверстий.At this point, it should be noted that the oxidizable compound present in the liquid phase feed material may include a combination of two or more different oxidizable reagents. The supply of these two or more different chemicals can be carried out when they are mixed in a liquid-phase flow of the feed material or it can be carried out when they are divided into several streams of the feed material. For example, an oxidizable compound including para-xylene, meta-xylene, para-tolualdehyde, para-toluic acid and acetaldehyde can be fed into the reactor through a single inlet or several separate inlets.

Растворитель, присутствующий в потоке жидкофазного исходного подаваемого материала, предпочтительно включает кислотный компонент и водный компонент. Растворитель предпочтительно присутствует в потоке жидкофазного исходного подаваемого материала с концентрацией в диапазоне от приблизительно 60 до приблизительно 98% масс., более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 80 до приблизительно 96% масс., а наиболее предпочтительно в диапазоне от 85 до 94% масс. Кислотный компонент растворителя предпочтительно представляет собой, главным образом, органическую низкомолекулярную монокарбоновую кислоту, содержащую 1-6 атомов углерода, более предпочтительно 2 атома углерода. Наиболее предпочтительно кислотный компонент растворителя представляет собой главным образом уксусную кислоту. Предпочтительно кислотный компонент составляет, по меньшей мере, приблизительно 75% масс. растворителя, более предпочтительно, по меньшей мере, приблизительно 80% масс. растворителя, а наиболее предпочтительно от 85 до 98% масс. растворителя, при этом баланс образует главным образом вода. Растворитель, вводимый в барботажную колонну реакторного типа 20, может содержать небольшие количества примесей, таких как, например, пара-толуальдегид, терефтальдегид, 4-карбоксибензальдегид (4-СВА), бензойная кислота, пара-толуиловая кислота, пара-толуиловый альдегид, альфа-бром-пара-толуиловая кислота, изофталевая кислота, фталевая кислота, тримеллитовая кислота, полиароматика и/или суспендированный дисперсный материал. Предпочтительно, чтобы общее количество примесей в растворителе, вводимом в барботажную колонну реакторного типа 20, составляло бы величину, меньшую чем приблизительно 3% масс.The solvent present in the liquid phase feed stream preferably includes an acid component and an aqueous component. The solvent is preferably present in the liquid-phase feed stream with a concentration in the range of from about 60 to about 98% by weight, more preferably in the range of from about 80 to about 96% by weight, and most preferably in the range of from 85 to 94% by weight. The acid component of the solvent is preferably mainly organic low molecular weight monocarboxylic acid containing 1-6 carbon atoms, more preferably 2 carbon atoms. Most preferably, the acid component of the solvent is mainly acetic acid. Preferably, the acid component is at least about 75% of the mass. solvent, more preferably at least about 80% of the mass. solvent, and most preferably from 85 to 98% of the mass. solvent, while the balance is formed mainly by water. The solvent introduced into the bubble column reactor 20 may contain small amounts of impurities, such as, for example, para-tolualdehyde, terephthaldehyde, 4-carboxybenzaldehyde (4-CBA), benzoic acid, para-toluic acid, para-toluyl aldehyde, alpha β-bromo-para-toluic acid, isophthalic acid, phthalic acid, trimellitic acid, polyaromatics and / or suspended dispersed material. Preferably, the total amount of impurities in the solvent introduced into the bubble column reactor type 20, would be less than about 3% of the mass.

Система катализатора, присутствующая в потоке жидкофазного исходного подаваемого материала, предпочтительно является однородной жидкофазной системой катализатора, способной стимулировать прохождение окисления (в том числе частичного окисления) окисляемого соединения. Более предпочтительно система катализатора включает, по меньшей мере, один переходный металл с переменной валентностью. Еще более предпочтительно переходный металл с переменной валентностью включает кобальт. Даже более предпочтительно система катализатора включает кобальт и бром. Наиболее предпочтительно система катализатора включает кобальт, бром и марганец.The catalyst system present in the liquid-phase feed stream is preferably a homogeneous liquid-phase catalyst system capable of promoting oxidation (including partial oxidation) of an oxidizable compound. More preferably, the catalyst system includes at least one variable valence transition metal. Even more preferably, the variable valence transition metal comprises cobalt. Even more preferably, the catalyst system includes cobalt and bromine. Most preferably, the catalyst system includes cobalt, bromine and manganese.

В случае присутствия в системе катализатора кобальта предпочтительно, чтобы количество кобальта, присутствующего в потоке жидкофазного исходного подаваемого материала, было бы таким, чтобы концентрация кобальта в жидкой фазе реакционной среды 36 выдерживалась бы в диапазоне от приблизительно 300 до приблизительно 6000 массовых частей на миллион частей (м.д. масс.), более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 700 до приблизительно 4200 м.д. масс., а наиболее предпочтительно в диапазоне от 1200 до 3000 м.д. масс. В случае присутствия в системе катализатора брома предпочтительно, чтобы количество брома, присутствующего в потоке жидкофазного исходного подаваемого материала, было бы таким, чтобы концентрация брома в жидкой фазе реакционной среды 36 выдерживалась бы в диапазоне от приблизительно 300 до приблизительно 5000 м.д. масс., более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 600 до приблизительно 4000 м.д. масс., а наиболее предпочтительно в диапазоне от 900 до 3000 м.д. масс. В случае присутствия в системе катализатора марганца предпочтительно, чтобы количество марганца, присутствующего в потоке жидкофазного исходного подаваемого материала, было бы таким, чтобы концентрация марганца в жидкой фазе реакционной среды 36 выдерживалась бы в диапазоне от приблизительно 20 до приблизительно 1000 м.д. масс., более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 40 до приблизительно 500 м.д. масс., наиболее предпочтительно в диапазоне от 50 до 200 м.д. масс.In the presence of cobalt catalyst in the system, it is preferable that the amount of cobalt present in the liquid phase feed stream is such that the cobalt concentration in the liquid phase of reaction medium 36 is maintained in the range of from about 300 to about 6000 parts per million parts ( ppm mass.), more preferably in the range from about 700 to about 4200 ppm. mass., and most preferably in the range from 1200 to 3000 ppm mass In the case of the presence of bromine catalyst in the system, it is preferable that the amount of bromine present in the liquid-phase feed stream is such that the concentration of bromine in the liquid phase of reaction medium 36 is maintained in the range of from about 300 to about 5000 ppm. mass., more preferably in the range from about 600 to about 4000 ppm. mass., and most preferably in the range from 900 to 3000 ppm mass In the case of the presence of manganese catalyst in the system, it is preferable that the amount of manganese present in the liquid phase feed stream is such that the concentration of manganese in the liquid phase of reaction medium 36 is maintained in the range of from about 20 to about 1000 ppm. mass., more preferably in the range from about 40 to about 500 ppm. mass., most preferably in the range from 50 to 200 ppm mass

Концентрации кобальта, брома и/или марганца в жидкой фазе реакционной среды 36, представленные выше, выражают в виде усредненных по времени и объему величин. В соответствии с использованием в настоящем документе термин «усредненный по времени» должен обозначать среднюю величину, по меньшей мере, для 10 измерений, проведенных через равные промежутки времени в течение непрерывного периода времени продолжительностью, по меньшей мере, в 100 с. В соответствии с использованием в настоящем документе термин «усредненный по объему» должен обозначать среднюю величину, по меньшей мере, для 10 измерений, проведенных через однородные 3-мерные интервалы по всему определенному объему.The concentrations of cobalt, bromine and / or manganese in the liquid phase of the reaction medium 36, presented above, are expressed as values averaged over time and volume. As used herein, the term “time averaged” should mean an average of at least 10 measurements taken at regular intervals over a continuous period of at least 100 seconds. As used herein, the term “volume averaged” should mean an average of at least 10 measurements taken at uniform 3-dimensional intervals throughout a given volume.

Массовое соотношение между кобальтом и бромом (Со:Br) в системе катализатора, вводимой в зону реакции 28, предпочтительно находится в диапазоне от приблизительно 0,25:1 до приблизительно 4:1, более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 0,5:1 до приблизительно 3:1, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 0,75:1 до 2:1. Массовое соотношение между кобальтом и марганцем (Со:Mn) в системе катализатора, вводимой в зону реакции 28, предпочтительно находится в диапазоне от приблизительно 0,3:1 до приблизительно 40:1, более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 5:1 до приблизительно 30:1, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 10:1 до 25:1.The mass ratio between cobalt and bromine (Co: Br) in the catalyst system introduced into reaction zone 28 is preferably in the range of about 0.25: 1 to about 4: 1, more preferably in the range of about 0.5: 1 to about 3: 1, and most preferably in the range of 0.75: 1 to 2: 1. The mass ratio between cobalt and manganese (Co: Mn) in the catalyst system introduced into reaction zone 28 is preferably in the range of from about 0.3: 1 to about 40: 1, more preferably in the range of from about 5: 1 to about 30 : 1, and most preferably in the range from 10: 1 to 25: 1.

Поток жидкофазного исходного подаваемого материала, вводимый в барботажную колонну реакторного типа 20, может содержать небольшие количества примесей, таких как, например, толуол, этилбензол, пара-толуальдегид, терефтальдегид, 4-карбоксибензальдегид (4-СВА), бензойная кислота, пара-толуиловая кислота, пара-толуиловый альдегид, альфа-бром-пара-толуиловая кислота, изофталевая кислота, фталевая кислота, тримеллитовая кислота, полиароматика и/или суспендированный дисперсный материал. В случае использования барботажной колонны реакторного типа 20 для получения терефталевой кислоты мета-ксилол и орто-ксилол также рассматриваются в качестве примесей. Предпочтительно, чтобы общее количество примесей в потоке жидкофазного исходного подаваемого материала, вводимого в барботажную колонну реакторного типа 20, составляло бы величину, меньшую чем приблизительно 3% масс.The liquid-phase feed stream introduced into the bubble column reactor 20 may contain small amounts of impurities, such as, for example, toluene, ethylbenzene, para-tolualdehyde, terephthaldehyde, 4-carboxybenzaldehyde (4-CBA), benzoic acid, para-toluic acid, para-toluic aldehyde, alpha-bromo-para-toluic acid, isophthalic acid, phthalic acid, trimellitic acid, polyaromatics and / or suspended dispersed material. In the case of using a bubble column reactor type 20 to obtain terephthalic acid, meta-xylene and ortho-xylene are also considered as impurities. Preferably, the total amount of impurities in the liquid-phase feed feed introduced into the bubble column reactor type 20 would be less than about 3% by weight.

Несмотря на то что фиг.1 иллюстрирует вариант реализации, в котором окисляемое соединение, растворитель и систему катализатора перемешивают друг с другом и вводят в барботажную колонну реакторного типа 20 в виде единственного потока исходного подаваемого материала, в альтернативном варианте реализации настоящего изобретения окисляемое соединение, растворитель и катализатор можно вводить в барботажную колонну реакторного типа 20 по отдельности. Например, поток чистого пара-ксилола можно подавать в барботажную колонну реакторного типа 20 через отдельное впускное отверстие, а не через впускное отверстие (отверстия) для растворителя и катализатора.Although FIG. 1 illustrates an embodiment in which the oxidizable compound, solvent, and catalyst system are mixed with each other and introduced into the bubble column reactor 20 as a single feed stream, in an alternative embodiment of the present invention, the oxidizable compound, solvent and the catalyst can be introduced separately into the bubble column reactor 20. For example, a stream of pure para-xylene can be fed to the reactor type bubbler column 20 through a separate inlet, rather than through the inlet (s) for the solvent and catalyst.

Поток преимущественно газофазного окислителя, вводимый в барботажную колонну реакторного типа 20 через барботер окислителя 34, включает молекулярный кислород (О₂). Предпочтительно поток окислителя включает молекулярный кислород в количестве в диапазоне от приблизительно 5 до приблизительно 40% мольных, более предпочтительно молекулярный кислород в количестве в диапазоне от приблизительно 15 до приблизительно 30% мольных, а наиболее предпочтительно молекулярный кислород в количестве в диапазоне от 18 до 24% мольных. Предпочтительно, чтобы баланс потока окислителя главным образом составлял бы газ или газы, такие как азот, которые являются инертными по отношению к окислению. Более предпочтительно поток окислителя состоит по существу из молекулярного кислорода и азота. Наиболее предпочтительно поток окислителя представляет собой сухой воздух, который содержит приблизительно 21% мольный молекулярного кислорода и азот в количестве в диапазоне от приблизительно 78 до приблизительно 81% мольного. В альтернативном варианте реализации настоящего изобретения поток окислителя может включать по существу чистый кислород.The stream of predominantly gas-phase oxidizing agent introduced into the bubble column reactor 20 through the bubbler of the oxidizing agent 34 includes molecular oxygen (O ₂ ). Preferably, the oxidizing agent stream comprises molecular oxygen in an amount in the range of from about 5 to about 40% mole, more preferably molecular oxygen in an amount in the range of from about 15 to about 30% mole, and most preferably molecular oxygen in an amount in the range of 18 to 24%. molar. Preferably, the oxidizer flow balance will mainly be gas or gases, such as nitrogen, which are inert with respect to oxidation. More preferably, the oxidizing agent stream consists essentially of molecular oxygen and nitrogen. Most preferably, the oxidizing agent stream is dry air that contains about 21% mole molecular oxygen and nitrogen in an amount in the range of about 78 to about 81% mole. In an alternative embodiment of the present invention, the oxidizing agent stream may include substantially pure oxygen.

Если обратиться опять к фиг.1, то можно сказать, что барботажную колонну реакторного типа 20 предпочтительно оборудуют распределителем флегмы 42, расположенным выше верхней поверхности 44 реакционной среды 36. Распределитель флегмы 42 может функционировать таким образом, чтобы вводить капли потока преимущественно жидкофазной флегмы в зону отделения 30 при использовании любого средства каплеобразования, известного на современном уровне техники. Более предпочтительно распределитель флегмы 42 производит распыление капель сверху вниз в направлении к верхней поверхности 44 реакционной среды 36. Предпочтительно данное распыление капель в направлении сверху вниз оказывает воздействие (то есть распространяется и влияет), по меньшей мере, на приблизительно 50% от максимальной площади горизонтального поперечного сечения зоны отделения 30. Более предпочтительно распыление капель оказывает воздействие, по меньшей мере, на приблизительно 75% от максимальной площади горизонтального поперечного сечения зоны отделения 30. Наиболее предпочтительно распыление капель оказывает воздействие, по меньшей мере, на 90% от максимальной площади горизонтального поперечного сечения зоны отделения 30. Данное распыление жидкой флегмы в направлении сверху вниз может способствовать предотвращению вспенивания на или выше верхней поверхности 44 реакционной среды 36, а также может содействовать отделению любых капель жидкости или суспензии, захваченных в двигающемся снизу вверх газе, который перемещается в направлении выпускного отверстия для газа 40. Кроме того, жидкую среду орошения можно использовать для уменьшения количества дисперсного материала и потенциально выпадающих в осадок соединений (например, растворенных бензойной кислоты, пара-толуиловой кислоты, 4-СВА, терефталевой кислоты и металлических солей катализатора), выходящих с отходящим потоком газа, отбираемым из зоны отделения 30 через выпускное отверстие для газа 40. В дополнение к этому в результате проведения перегонки введение капель флегмы в зону отделения 30 можно использовать для регулирования состава отходящего потока газа, отбираемого через выпускное отверстие для газа 40.Referring again to FIG. 1, it can be said that the bubble column reactor 20 is preferably equipped with a reflux dispenser 42 located above the top surface 44 of the reaction medium 36. The reflux sparger 42 can operate so as to introduce droplets of a predominantly liquid phase reflux into the zone compartments 30 when using any means of droplet formation known in the art. More preferably, the reflux dispenser 42 sprays the droplets from top to bottom toward the top surface 44 of the reaction medium 36. Preferably, this droplet spraying of the droplets from top to bottom affects (i.e. spreads and affects) at least about 50% of the maximum horizontal area the cross-section of the separation zone 30. More preferably, the spraying of the droplets affects at least about 75% of the maximum horizontal cross-sectional area section of the separation zone 30. Most preferably, the spraying of the droplets affects at least 90% of the maximum horizontal cross-sectional area of the separation zone 30. This spraying of liquid reflux in a downward direction can help prevent foaming on or above the upper surface 44 of the reaction medium 36, and may also assist in the separation of any droplets of liquid or suspension trapped in the gas moving from bottom to top, which moves towards the outlet for ha 40. In addition, a liquid irrigation medium can be used to reduce the amount of particulate material and potentially precipitated compounds (for example, dissolved benzoic acid, para-toluic acid, 4-CBA, terephthalic acid and metal salts of the catalyst) leaving the effluent gas taken from the separation zone 30 through the gas outlet 40. In addition, as a result of the distillation, the introduction of reflux droplets into the separation zone 30 can be used to control the composition of the effluent of gas flow through the bleed gas outlet 40.

Поток жидкой флегмы, вводимый в барботажную колонну реакторного типа 20 через распределитель флегмы 42, предпочтительно имеет приблизительно тот же самый состав, что и образуемый растворителем компонент потока жидкофазного исходного подаваемого материала, вводимого в барботажную колонну реакторного типа 20 через впускные отверстия для исходного подаваемого материала 32а, b, c, d. Таким образом, предпочтительно, чтобы поток жидкой флегмы содержал бы кислотный компонент и воду. Кислотный компонент потока флегмы предпочтительно представляет собой низкомолекулярную органическую монокарбоновую кислоту, содержащую 1-6 атомов углерода, более предпочтительно 2 атома углерода. Наиболее предпочтительно кислотный компонент потока флегмы представляет собой уксусную кислоту. Предпочтительно кислотный компонент составляет, по меньшей мере, приблизительно 75% масс. потока флегмы, более предпочтительно, по меньшей мере, приблизительно 80% масс. потока флегмы, а наиболее предпочтительно от 85 до 98% масс. потока флегмы, при этом баланс составляет вода. Поскольку поток флегмы обычно имеет по существу тот же самый состав, что и растворитель в потоке жидкофазного исходного подаваемого материала, то, когда в данном описании будут упоминать «общий растворитель», вводимый в реактор, такой «общий растворитель» должен будет включать как поток флегмы, так и образуемую растворителем часть потока исходного подаваемого материала.The liquid reflux stream introduced into the bubble column reactor 20 through the reflux dispenser 42 preferably has approximately the same composition as the solvent-formed component of the liquid phase feed stream introduced into the bubble column reactor type 20 through inlets for the source feed 32a , b, c, d. Thus, it is preferred that the liquid reflux stream contains an acid component and water. The acid component of the reflux stream is preferably a low molecular weight organic monocarboxylic acid containing 1-6 carbon atoms, more preferably 2 carbon atoms. Most preferably, the acid component of the reflux stream is acetic acid. Preferably, the acid component is at least about 75% of the mass. a reflux stream, more preferably at least about 80% of the mass. a reflux stream, and most preferably from 85 to 98% of the mass. flow of reflux, while the balance is water. Since the reflux stream usually has essentially the same composition as the solvent in the liquid-phase feed feed stream, when “general solvent” introduced into the reactor is mentioned in this description, such a “general solvent” would include as reflux stream , as well as a part of the feed stream formed by the solvent.

Во время жидкофазного окисления в барботажной колонне реакторного типа 20 предпочтительно, чтобы потоки исходного подаваемого материала, окислителя и флегмы в зону реакции 28 по существу непрерывно бы вводили, в то время как отходящие потоки газа и суспензии из зоны реакции 28 по существу непрерывно бы отбирали. В соответствии с использованием в настоящем документе термин «по существу непрерывно» должен обозначать период продолжительностью по меньшей мере, в 10 часов с перерывами продолжительностью, меньшей, чем 10 минут. Предпочтительно, чтобы во время окисления окисляемое соединение (например, пара-ксилол) по существу непрерывно вводили бы в зону реакции 28 при расходе, равном, по меньшей мере, приблизительно 8000 кг/час, более предпочтительно при расходе в диапазоне от приблизительно 13000 до приблизительно 80000 кг/час, еще более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 18000 до приблизительно 50000 кг/час, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 22000 до 30000 кг/час. Несмотря на то что в общем случае предпочтительно, чтобы расходы поступающих потоков исходного подаваемого материала, окислителя и флегмы по существу являлись бы стационарными, в данный момент следует отметить то, что один вариант реализации настоящего изобретения предусматривает пульсацию поступающего потока исходного подаваемого материала, окислителя и/или флегмы для того, чтобы улучшить прохождение перемешивания и массопереноса. В случае введения поступающего потока исходного подаваемого материала, окислителя и/или флегмы в пульсирующем режиме предпочтительно, чтобы их расходы варьировались бы в пределах от приблизительно 0 до приблизительно 500% от упоминаемых в настоящем документе стационарных расходов, более предпочтительно в пределах от приблизительно 30 до приблизительно 200% от упоминаемых в настоящем документе стационарных расходов, а наиболее предпочтительно в пределах от 80 до 120% от упоминаемых в настоящем документе стационарных расходов.During liquid phase oxidation in a bubble column reactor 20, it is preferred that the feed, oxidizing agent and reflux streams into the reaction zone 28 are substantially continuously introduced, while the off-gas streams and suspensions from the reaction zone 28 are substantially continuously withdrawn. As used herein, the term “substantially continuous” is intended to mean a period of at least 10 hours with interruptions of less than 10 minutes. Preferably, during oxidation, the oxidizable compound (e.g., para-xylene) is substantially continuously introduced into reaction zone 28 at a flow rate of at least about 8000 kg / h, more preferably at a flow rate in the range of from about 13000 to about 80,000 kg / hr, even more preferably in the range of about 18,000 to about 50,000 kg / hr, and most preferably in the range of 22,000 to 30,000 kg / hr. Although it is generally preferred that the flow rates of the feed streams of the feed material, oxidizing agent and reflux be substantially stationary, it should be noted at this point that one embodiment of the present invention provides for pulsation of the feed flow of the feed material, oxidizer and / or phlegmy in order to improve the passage of mixing and mass transfer. If the feed stream, oxidizing agent and / or reflux was introduced in a pulsed mode, it would be preferable that their costs range from about 0 to about 500% of the stationary costs mentioned herein, more preferably from about 30 to about 200% of the stationary costs mentioned in this document, and most preferably in the range of 80 to 120% of the stationary costs mentioned in this document.

Среднюю скорость реакции за один проход в единицу времени (STR) в барботажной колонне реакторного типа окисления 20 определяют как массу окисляемого соединения, подаваемого на единицу объема реакционной среды 36 в единицу времени (например, килограммы пара-ксилола, подаваемые на один кубический метр в час). При обычном использовании количество окисляемого соединения, не превращенного в продукт, обычно вычитали бы из количества окисляемого соединения в потоке исходного подаваемого материала перед вычислением значения STR. Однако для многих окисляемых соединений, предпочитаемых в настоящем документе (например, пара-ксилола), степени превращения и выходы обычно являются высокими, и в настоящем документе данный термин удобно определить так, как это заявляется выше. Помимо прочего, по причинам, связанным с капитальными затратами и рабочим коэффициентом заполнения, в общем случае предпочтительно, чтобы реакцию проводили бы при высоком значении STR. Однако проведение реакции при значительно повышенных значениях STR может оказывать влияние на качество или выход частичного окисления. Барботажная колонна реакторного типа 20 является в особенности подходящей для использования тогда, когда значение STR по окисляемому соединению (например, по пара-ксилолу) находится в диапазоне от приблизительно 25 кг/м³·ч до приблизительно 400 кг/м³·ч, более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 30 кг/м³·ч до приблизительно 250 кг/м³·ч, еще более предпочтительно от приблизительно 35 кг/м³·ч до приблизительно 150 кг/м³·ч, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 40 кг/м³·ч до 100 кг/м³·ч.The average reaction rate in one pass per unit time (STR) in a bubble column of an oxidation type reactor 20 is defined as the mass of an oxidizable compound supplied per unit volume of the reaction medium 36 per unit time (for example, kilograms of para-xylene supplied per cubic meter per hour ) In normal use, the amount of oxidizable compound not converted to product would normally be subtracted from the amount of oxidizable compound in the feed stream before calculating the STR value. However, for many oxidizable compounds preferred herein (eg, para-xylene), the conversion rates and yields are usually high, and this term is conveniently defined herein as described above. Among other things, for reasons related to capital costs and operating duty cycle, it is generally preferred that the reaction be carried out at a high STR. However, carrying out the reaction at significantly increased STR values may affect the quality or yield of partial oxidation. The reactor type bubbler column 20 is particularly suitable for use when the STR value for the oxidizable compound (for example, para-xylene) is in the range of from about 25 kg / m ³ · h to about 400 kg / m ³ · h, more preferably in the range from about 30 kg / m ³ · h to about 250 kg / m ³ · h, even more preferably from about 35 kg / m ³ · h to about 150 kg / m ³ · h, and most preferably in the range from 40 kg / m ³ · h to 100 kg / m ³ · h.

Значение STR по кислороду в барботажной колонне реакторного типа 20 определяют как массу молекулярного кислорода, расходуемого на единицу объема реакционной среды 36 в единицу времени (например, килограммы молекулярного кислорода, расходуемого на один кубический метр в час). Помимо прочего, по причинам, связанным с капитальными затратами и расходованием растворителя при окислении, в общем случае предпочтительно, чтобы реакцию проводили бы при высоком значении STR по кислороду. Однако проведение реакции при значительно повышенных значениях STR по кислороду в конечном счете приводит к ухудшению качества или выхода частичного окисления. Не в порядке связывания себя теорией представляется, что это, возможно, связано со скоростью переноса молекулярного кислорода из газовой фазы в жидкость на площади межфазной поверхности и, следовательно, в объем жидкости. Чрезмерно высокое значение STR по кислороду возможно будет приводить к чрезмерно низкому уровню содержания растворенного кислорода в объеме жидкой фазы реакционной среды.The oxygen STR value in the bubbler column of the reactor type 20 is defined as the mass of molecular oxygen consumed per unit volume of the reaction medium 36 per unit time (for example, kilograms of molecular oxygen consumed per cubic meter per hour). Among other things, for reasons related to capital expenditure and solvent consumption during oxidation, it is generally preferred that the reaction be carried out at a high oxygen STR. However, carrying out the reaction with significantly increased oxygen STR values ultimately leads to a deterioration in the quality or partial oxidation yield. It is not in the order of binding oneself by theory that this is possibly related to the rate of transfer of molecular oxygen from the gas phase to the liquid over the area of the interface and, therefore, to the volume of the liquid. An excessively high oxygen STR will probably lead to an excessively low dissolved oxygen content in the volume of the liquid phase of the reaction medium.

Значение глобальной средней STR по кислороду в настоящем документе определяют как массу всего кислорода, расходуемого во всем объеме реакционной среды 36 в единицу времени (например, килограммы молекулярного кислорода, расходуемого на один кубический метр в час). Барботажная колонна реакторного типа 20 является в особенности подходящей для использования тогда, когда значение глобальной средней STR по кислороду находится в диапазоне от приблизительно 25 кг/м³·ч до приблизительно 400 кг/м³·ч, более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 30 кг/м³·ч до приблизительно 250 кг/м³·ч, еще более предпочтительно от приблизительно 35 кг/м³·ч до приблизительно 150 кг/м³·ч, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 40 кг/м³·ч до 100 кг/м³·ч.The global oxygen average STR value in this document is defined as the mass of all oxygen consumed in the entire volume of the reaction medium 36 per unit time (for example, kilograms of molecular oxygen consumed per cubic meter per hour). The reactor type bubbler column 20 is particularly suitable for use when the global oxygen average STR is in the range of about 25 kg / m ³ · h to about 400 kg / m ³ · h, more preferably in the range of about 30 kg / m ³ · h to about 250 kg / m ³ · h, even more preferably from about 35 kg / m ³ · h to about 150 kg / m ³ · h, and most preferably in the range from 40 kg / m ³ · h up to 100 kg / m ³ · h.

Предпочтительно, чтобы во время окисления в барботажной колонне реакторного типа 20 соотношение между массовым расходом общего растворителя (из потоков как исходного подаваемого материала, так и флегмы) и массовым расходом окисляемого соединения, поступающим в зону реакции 28, выдерживалось бы в диапазоне от приблизительно 2:1 до приблизительно 50:1, более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 5:1 до приблизительно 40:1, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 7,5:1 до 25:1. Предпочтительно соотношение между массовым расходом растворителя, введенного в виде части потока исходного подаваемого материала, и массовым расходом растворителя, введенного в виде части потока флегмы, выдерживают в диапазоне от приблизительно 0,5:1 до уровня вообще нулевого расхода потока флегмы, более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 0,5:1 до приблизительно 4:1, еще более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 1:1 до приблизительно 2:1, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 1,25:1 до 1,5:1.It is preferable that during the oxidation in a bubbler column of reactor type 20, the ratio between the mass flow rate of the total solvent (from both the feed stream and reflux) and the mass flow rate of the oxidizable compound entering the reaction zone 28 be kept in the range from about 2: 1 to about 50: 1, more preferably in the range of from about 5: 1 to about 40: 1, and most preferably in the range of from 7.5: 1 to 25: 1. Preferably, the ratio between the mass flow rate of the solvent introduced as part of the feed stream and the mass flow rate of the solvent introduced as part of the reflux stream is kept in the range of about 0.5: 1 to a generally zero flow rate of reflux, more preferably in the range from about 0.5: 1 to about 4: 1, even more preferably in the range from about 1: 1 to about 2: 1, and most preferably in the range from 1.25: 1 to 1.5: 1.

Предпочтительно, чтобы во время жидкофазного окисления в барботажной колонне реакторного типа 20 поток окислителя вводили бы в барботажную колонну реакторного типа 20 в количестве, которое обеспечивает некоторое превышение количества молекулярного кислорода по сравнению со стехиометрической потребностью в кислороде. Количество избыточного молекулярного кислорода, необходимого при достижении наилучших результатов для конкретного окисляемого соединения, оказывает влияние на общие экономические показатели жидкофазного окисления. Предпочтительно, чтобы во время жидкофазного окисления в барботажной колонне реакторного типа 20 соотношение между массовым расходом потока окислителя и массовым расходом окисляемого органического соединения (например, пара-ксилола), поступающего в реактор 20, выдерживалось бы в диапазоне от приблизительно 0,5:1 до приблизительно 20:1, более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 1:1 до приблизительно 10:1, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 2:1 до 6:1.Preferably, during liquid phase oxidation in a bubbler column of a reactor type 20, an oxidizing stream is introduced into the bubbler column of a reactor type 20 in an amount that provides a slight increase in the amount of molecular oxygen compared with the stoichiometric oxygen demand. The amount of excess molecular oxygen needed to achieve the best results for a particular oxidizable compound affects the overall economic performance of liquid phase oxidation. Preferably, during liquid phase oxidation in a bubble column reactor 20, the ratio between the mass flow rate of the oxidizing stream and the mass flow rate of the oxidizable organic compound (e.g., para-xylene) entering the reactor 20 is maintained in the range of about 0.5: 1 to about 20: 1, more preferably in the range of from about 1: 1 to about 10: 1, and most preferably in the range of from 2: 1 to 6: 1.

Если обратиться опять к фиг.1, то можно сказать, что потоки исходного подаваемого материала, окислителя и флегмы, вводимые в барботажную колонну реакторного типа 20, совместно образуют, по меньшей мере, часть многофазной реакционной среды 36. Реакционная среда 36 предпочтительно представляет собой трехфазную среду, включающую твердую фазу, жидкую фазу и газовую фазу. Как упоминалось выше, окисление окисляемого соединения (например, пара-ксилола) происходит преимущественно в жидкой фазе реакционной среды 36. Таким образом, жидкая фаза реакционной среды 36 содержит растворенный кислород и окисляемое соединение. Экзотермический характер реакции окисления, которая протекает в барботажной колонне реакторного типа 20, вызывает вскипание/испарение части растворителя (например, уксусной кислоты и воды), введенного через впускные отверстия для исходного подаваемого материала 32а, b, c, d. Таким образом, газовая фаза реакционной среды 36 в реакторе 20 образуется главным образом из испарившегося растворителя и не растворившейся и не вступившей в реакцию части потока окислителя. Определенные реакторы окисления предшествующего уровня техники используют теплообменные трубы/ребра для нагревания или охлаждения реакционной среды. Однако такие теплообменные конструкции могут оказаться нежелательными в реакторе и способе изобретения, описанных в настоящем документе. Таким образом, предпочтительно, чтобы барботажная колонна реакторного типа 20 по существу не включала бы поверхностей, которые находятся в контакте с реакционной средой 36 и демонстрируют усредненную по времени плотность теплового потока, превышающую 30000 Вт/м².Referring again to FIG. 1, it can be said that the feed streams, oxidizing agent and reflux introduced into the bubble column reactor 20 together form at least part of the multiphase reaction medium 36. The reaction medium 36 is preferably a three-phase a medium comprising a solid phase, a liquid phase and a gas phase. As mentioned above, the oxidation of an oxidizable compound (eg, para-xylene) occurs predominantly in the liquid phase of the reaction medium 36. Thus, the liquid phase of the reaction medium 36 contains dissolved oxygen and an oxidizable compound. The exothermic nature of the oxidation reaction that takes place in the bubble column reactor type 20 causes boiling / evaporation of a portion of the solvent (e.g., acetic acid and water) introduced through inlets for the feed material 32a, b, c, d. Thus, the gas phase of the reaction medium 36 in the reactor 20 is formed mainly from the evaporated solvent and the undissolved and unreacted part of the oxidizer stream. Certain prior art oxidation reactors use heat transfer tubes / fins to heat or cool the reaction medium. However, such heat exchange structures may not be desirable in the reactor and method of the invention described herein. Thus, it is preferable that the bubble column reactor 20 essentially does not include surfaces that are in contact with the reaction medium 36 and exhibit a time-averaged heat flux density in excess of 30,000 W / m ² .

Концентрацию растворенного кислорода в жидкой фазе реакционной среды 36 формирует динамическое равновесие между скоростью массопереноса из газовой фазы и скоростью расходования за счет реакции в жидкой фазе (то есть она не просто устанавливается парциальным давлением молекулярного кислорода в поступающей газовой фазе, хотя это один фактор в скорости подачи растворенного кислорода, и он на самом деле оказывает влияние на предельную верхнюю концентрацию растворенного кислорода). Количество растворенного кислорода локально варьируется, при этом оно будет выше поблизости от межфазных поверхностей пузырьков. В целом количество растворенного кислорода зависит от баланса между факторами подачи и потребности в различных частях реакционной среды 36. Во времени количество растворенного кислорода зависит от однородности перемешивания газа и жидкости по отношению к скоростям химического расходования. При проектировании, обеспечивающем достижение надлежащего соответствия между подачей и потребностью в отношении растворенного кислорода в жидкой фазе реакционной среды 36, предпочтительно, чтобы усредненная по времени и объему концентрация кислорода в жидкой фазе реакционной среды 36 выдерживалась бы на уровне, превышающем приблизительно 1 м.д. мол., более предпочтительно находящемся в диапазоне от приблизительно 4 до приблизительно 1000 м.д. мол., еще более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 8 до приблизительно 500 м.д. мол., а наиболее предпочтительно в диапазоне от 12 до 120 м.д. мол.The concentration of dissolved oxygen in the liquid phase of the reaction medium 36 is formed by a dynamic equilibrium between the mass transfer rate from the gas phase and the consumption rate due to the reaction in the liquid phase (that is, it is not just set by the partial pressure of molecular oxygen in the incoming gas phase, although this is one factor in the feed rate dissolved oxygen, and it actually has an effect on the ultimate upper concentration of dissolved oxygen). The amount of dissolved oxygen varies locally, while it will be higher in the vicinity of the interfaces of the bubbles. In general, the amount of dissolved oxygen depends on the balance between supply factors and the need for different parts of the reaction medium 36. In time, the amount of dissolved oxygen depends on the homogeneity of gas and liquid mixing with respect to the rates of chemical consumption. When designing to achieve an appropriate match between the supply and demand for dissolved oxygen in the liquid phase of the reaction medium 36, it is preferable that the concentration of oxygen averaged over time and volume in the liquid phase of the reaction medium 36 is maintained at a level exceeding about 1 ppm. mol., more preferably in the range from about 4 to about 1000 ppm. mol., even more preferably in the range from about 8 to about 500 ppm. mol., and most preferably in the range from 12 to 120 ppm. pier

Реакция жидкофазного окисления, проводимая в барботажной колонне реакторного типа 20, предпочтительно представляет собой реакцию осаждения, в ходе которой образуется твердая фаза. Более предпочтительно жидкофазное окисление, проводимое в барботажной колонне реакторного типа 20, приводит к тому, что твердое соединение (например, частицы сырой неочищенной терефталевой кислоты) в реакционной среде 36 будет составлять, по меньшей мере, приблизительно 10% масс. окисляемого соединения (например, пара-ксилола), вводимого в зону реакции 28. Еще более предпочтительно жидкофазное окисление приводит к тому, что твердое соединение в реакционной среде 36 будет составлять, по меньшей мере, приблизительно 50% масс. окисляемого соединения. Наиболее предпочтительно жидкофазное окисление приводит к тому, что твердое соединение в реакционной среде 36 будет составлять, по меньшей мере, 90% масс. окисляемого соединения. Предпочтительно, чтобы общее количество твердой фазы в реакционной среде 36 превышало бы приблизительно 3% масс. при выражении через усредненные по времени и объему величины. Более предпочтительно общее количество твердой фазы в реакционной среде 36 выдерживают в диапазоне от приблизительно 5 до приблизительно 40% масс., еще более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 10 до приблизительно 35% масс., а наиболее предпочтительно в диапазоне от 15 до 30% масс. Предпочтительно, чтобы существенная часть продукта окисления (например, терефталевой кислоты), полученного в барботажной колонне реакторного типа 20, присутствовала бы в реакционной среде 36 в виде твердой фазы в противоположность веществу, остающемуся растворенным в жидкой фазе реакционной среды 36. Количество твердофазного продукта окисления, присутствующего в реакционной среде 36, предпочтительно составляет, по меньшей мере, приблизительно 25% масс. от общего (твердо- и жидкофазного) продукта окисления в реакционной среде 36, более предпочтительно, по меньшей мере, приблизительно 75% масс. от общего продукта окисления в реакционной среде 36, а наиболее предпочтительно, по меньшей мере, 95% масс. от общего продукта окисления в реакционной среде 36. Численные диапазоны, приведенные выше для количества твердой фазы в реакционной среде 36, используются для по существу стационарного режима функционирования барботажной колонны 20 в течение по существу непрерывного периода времени, а не для запуска, остановки или не вполне оптимального режима функционирования барботажной колонны реакторного типа 20. Количество твердой фазы в реакционной среде 36 определяют при использовании гравиметрического метода. В данном гравиметрическом методе представительный образец суспензии отбирают из реакционной среды и взвешивают. В условиях, которые эффективно обеспечивают выдерживание общего разделения твердой и жидкой фаз, протекающего в реакционной среде, свободную жидкость из части, образуемой твердой фазой, эффективно удаляют при использовании седиментации или фильтрования, без потерь осажденной твердой фазы и при сохранении в части, образуемой твердой фазой, менее чем приблизительно 10% от первоначальной массы жидкости. Остающуюся жидкость в твердой фазе эффективно выпаривают досуха без сублимации твердой фазы. Оставшуюся часть, образуемую твердой фазой, взвешивают. Соотношение между массой части, образуемой твердой фазой, и массой первоначальной части, образуемой суспензией, представляет собой долю твердой фазы, обычно выражаемую через процентное содержание.The liquid phase oxidation reaction carried out in a bubble column reactor type 20 is preferably a precipitation reaction during which a solid phase is formed. More preferably, liquid phase oxidation carried out in a bubble column reactor type 20 causes the solid compound (e.g., crude crude terephthalic acid particles) in the reaction medium 36 to comprise at least about 10% by weight. an oxidizable compound (eg, para-xylene) introduced into the reaction zone 28. Even more preferably, liquid phase oxidation causes the solid compound in reaction medium 36 to comprise at least about 50% by weight. oxidizable compounds. Most preferably, liquid phase oxidation leads to the fact that the solid compound in the reaction medium 36 will be at least 90% of the mass. oxidizable compounds. Preferably, the total amount of solid phase in the reaction medium 36 would exceed about 3% of the mass. when expressed through values averaged over time and volume. More preferably, the total amount of solid phase in the reaction medium 36 is maintained in the range of from about 5 to about 40% by weight, even more preferably in the range of from about 10 to about 35% by weight, and most preferably in the range of from 15 to 30% by weight. Preferably, a substantial portion of the oxidation product (eg, terephthalic acid) obtained in the bubble column reactor type 20 would be present in the reaction medium 36 as a solid phase as opposed to the substance remaining dissolved in the liquid phase of the reaction medium 36. The amount of solid-phase oxidation product, present in the reaction medium 36, preferably is at least about 25% of the mass. from the total (solid and liquid phase) oxidation product in the reaction medium 36, more preferably at least about 75% of the mass. from the total oxidation product in the reaction medium 36, and most preferably at least 95% of the mass. from the total oxidation product in the reaction medium 36. The numerical ranges given above for the amount of solid phase in the reaction medium 36 are used for the essentially stationary mode of operation of the bubble column 20 for a substantially continuous period of time, and not for starting, stopping or not completely the optimal mode of operation of the bubble column reactor type 20. The amount of solid phase in the reaction medium 36 is determined using the gravimetric method. In this gravimetric method, a representative sample of the suspension is taken from the reaction medium and weighed. Under conditions that effectively maintain the overall separation of solid and liquid phases in the reaction medium, the free liquid from the part formed by the solid phase is effectively removed by sedimentation or filtration, without loss of precipitated solid phase and when stored in the part formed by the solid phase less than approximately 10% of the initial mass of liquid. The remaining liquid in the solid phase is effectively evaporated to dryness without sublimation of the solid phase. The remaining solid phase is weighed. The ratio between the mass of the part formed by the solid phase and the mass of the original part formed by the suspension is the fraction of the solid phase, usually expressed as a percentage.

Реакция осаждения, проводимая в барботажной колонне реакторного типа 20, может приводить к возникновению обрастания (то есть накоплению отложений твердой фазы) на поверхности определенных жестких конструкций, которые находятся в контакте с реакционной средой 36. Таким образом, в одном варианте реализации настоящего изобретения предпочтительно, чтобы барботажная колонна реакторного типа 20 в зоне реакции 28 по существу не включала бы каких-либо внутренних теплообменных, перемешивающих или перегораживающих конструкций, поскольку такие конструкции были бы подвержены возникновению обрастания. Если в зоне реакции 28 будут присутствовать внутренние конструкции, то тогда желательно было бы избежать наличия внутренних конструкций, имеющих внешние поверхности, которые характеризуются значительной величиной площади обращенных кверху плоскостных поверхностей, поскольку такие обращенные кверху плоскостные поверхности были бы в исключительно высокой степени подвержены возникновению обрастания. Таким образом, если в зоне реакции 28 будут присутствовать какие-либо внутренние конструкции, то тогда предпочтительно, чтобы по существу плоскостными поверхностями, наклоненными под углом, меньшим, чем на приблизительно 15° от горизонтали, были бы образованы менее чем приблизительно 20% от общей площади обращенных кверху внешних поверхностей таких внутренних конструкций.The deposition reaction carried out in a bubble column reactor type 20, can lead to fouling (that is, the accumulation of solid phase deposits) on the surface of certain rigid structures that are in contact with the reaction medium 36. Thus, in one embodiment of the present invention, it is preferable so that the bubble column reactor 20 in the reaction zone 28 essentially does not include any internal heat transfer, mixing or blocking structures, since such truktsii would be susceptible to the appearance of fouling. If internal structures would be present in reaction zone 28, then it would be desirable to avoid having internal structures having external surfaces that are characterized by a significant area of upwardly planar surfaces, since such upwardly planar surfaces would be extremely prone to fouling. Thus, if any internal structures will be present in the reaction zone 28, then it is preferable that less than about 20% of the total surface would be formed by substantially planar surfaces inclined at an angle less than about 15 ° from the horizontal. areas of upward facing external surfaces of such internal structures.

Если обратиться опять к фиг.1, то можно сказать, что физическая конфигурация барботажной колонны реакторного типа 20 способствует обеспечению проведения оптимизированного окисления окисляемого соединения (например, пара-ксилола) при минимальном образовании примесей. Предпочтительно, чтобы удлиненная секция реакции 24 корпуса 22 включала бы по существу цилиндрическую основу 46 и днище 48. Верхний уровень поверхности зоны реакции 28 определяется горизонтальной плоскостью 50, проходящей через верх цилиндрической основы 46. Нижний уровень поверхности 52 зоны реакции 28 определяется самой нижней внутренней поверхностью днища 48. Обычно нижний уровень поверхности 52 зоны реакции 28 располагается поблизости от устья выпускного отверстия для суспензии 38. Таким образом, удлиненная зона реакции 28, определяемая внутри барботажной колонны реакторного типа 20, имеет максимальную длину «L», измеряемую от верхнего уровня 50 до нижнего уровня поверхности 52 зоны реакции 28 вдоль продольной оси цилиндрической основы 46. Длина «L» зоны реакции 28 предпочтительно находится в диапазоне от приблизительно 10 до приблизительно 100 м, более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 20 до приблизительно 75 м, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 25 до 50 м. Зона реакции 28 имеет максимальный диаметр (ширину) «D», который обычно равен максимальному внутреннему диаметру цилиндрической основы 46. Максимальный диаметр «D» зоны реакции 28 предпочтительно находится в диапазоне от приблизительно 1 до приблизительно 12 м, более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 2 до приблизительно 10 м, еще более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 3,1 до приблизительно 9 м, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 4 до 8 м. В предпочтительном варианте реализации настоящего изобретения зона реакции 28 характеризуется соотношением длины к диаметру «L:D» в диапазоне от приблизительно 6:1 до приблизительно 30:1. Еще более предпочтительно зона реакции 28 характеризуется соотношением L:D в диапазоне от приблизительно 8:1 до приблизительно 20:1. Наиболее предпочтительно зона реакции 28 характеризуется соотношением L:D в диапазоне от 9:1 до 15:1.If we again turn to figure 1, we can say that the physical configuration of the bubble column reactor type 20 helps to ensure optimized oxidation of the oxidizable compound (for example, para-xylene) with minimal formation of impurities. Preferably, the elongated reaction section 24 of the housing 22 includes a substantially cylindrical base 46 and a bottom 48. The upper surface level of the reaction zone 28 is defined by a horizontal plane 50 passing through the top of the cylindrical base 46. The lower level of the surface 52 of the reaction zone 28 is determined by the lowest inner surface bottoms 48. Typically, the lower level of the surface 52 of the reaction zone 28 is located close to the mouth of the outlet for the suspension 38. Thus, the elongated reaction zone 28 defined inside Reactor type 20 column has a maximum length "L", measured from the upper level 50 to the lower level of the surface 52 of the reaction zone 28 along the longitudinal axis of the cylindrical base 46. The length "L" of the reaction zone 28 is preferably in the range from about 10 to about 100 m, more preferably in the range of about 20 to about 75 m, and most preferably in the range of 25 to 50 m. Reaction zone 28 has a maximum diameter (width) of "D", which is usually equal to the maximum inner diameter of the cyl backric base 46. The maximum diameter "D" of the reaction zone 28 is preferably in the range of from about 1 to about 12 m, more preferably in the range of from about 2 to about 10 m, even more preferably in the range of from about 3.1 to about 9 m and most preferably in the range of 4 to 8 m. In a preferred embodiment of the present invention, the reaction zone 28 is characterized by a length to diameter ratio “L: D” in the range of from about 6: 1 to about 30: 1. Even more preferably, reaction zone 28 is characterized by an L: D ratio in the range of from about 8: 1 to about 20: 1. Most preferably, reaction zone 28 is characterized by an L: D ratio in the range of 9: 1 to 15: 1.

Как это обсуждается выше, зона реакции 28 барботажной колонны реакторного типа 20 вмещает многофазную реакционную среду 36. Реакционная среда 36 имеет нижний уровень, совпадающий с нижним уровнем поверхности 52 зоны реакции 28, и верхний уровень поверхности, расположенный на уровне верхней поверхности 44. Верхняя поверхность 44 реакционной среды 36 определяется положением вдоль горизонтальной плоскости, которая проходит через зону реакции 28 в позиции по высоте, где содержимое зоны реакции 28 переходит из газофазного сплошного состояния в жидкофазное сплошное состояние. Верхняя поверхность 44 предпочтительно располагается в позиции по высоте, где локальная усредненная по времени величина удержания газа в тонкой горизонтальной доле содержимого зоны реакции 28 составляет 0,9.As discussed above, the reaction zone 28 of the bubble column reactor 20 accommodates the multiphase reaction medium 36. The reaction medium 36 has a lower level coinciding with the lower level of the surface 52 of the reaction zone 28 and an upper surface level located at the level of the upper surface 44. The upper surface 44 of reaction medium 36 is determined by a position along a horizontal plane that passes through reaction zone 28 at a height position where the contents of reaction zone 28 are transferred from a gas-phase continuous state to a liquid knowing the continuous state. The upper surface 44 is preferably located at a height position where the local time-averaged gas retention in a thin horizontal fraction of the contents of reaction zone 28 is 0.9.

Реакционная среда 36 имеет максимальную высоту «Н», измеренную между ее верхним и нижним уровнями. Максимальная ширина «W» реакционной среды 36 обычно равна максимальному диаметру «D» цилиндрической основы 46. Предпочтительно, чтобы во время жидкофазного окисления в барботажной колонне реакторного типа 20 величину Н выдерживали бы в диапазоне от приблизительно 60 до приблизительно 120% от L, более предпочтительно от приблизительно 80 до приблизительно 110% от L, а наиболее предпочтительно от 85 до 100% от L. В предпочтительном варианте реализации настоящего изобретения реакционная среда 36 характеризуется соотношением высоты к ширине «Н:W», превышающим приблизительно 3:1. Более предпочтительно реакционная среда 36 характеризуется соотношением Н:W в диапазоне от приблизительно 7:1 до приблизительно 25:1. Еще более предпочтительно реакционная среда 36 характеризуется соотношением Н:W в диапазоне от приблизительно 8:1 до приблизительно 20:1. Наиболее предпочтительно реакционная среда 36 характеризуется соотношением Н:W в диапазоне от 9:1 до 15:1. В одном варианте реализации изобретения L = H и D = W, так что различные размеры или соотношения, представленные в настоящем документе для L и D, также относятся к Н и W и наоборот.The reaction medium 36 has a maximum height of "H", measured between its upper and lower levels. The maximum width "W" of the reaction medium 36 is usually equal to the maximum diameter "D" of the cylindrical base 46. It is preferable that during the liquid phase oxidation in the bubble column reactor type 20 the value of H would be kept in the range from about 60 to about 120% of L, more preferably from about 80 to about 110% of L, and most preferably from 85 to 100% of L. In a preferred embodiment of the present invention, the reaction medium 36 is characterized by a ratio of height to width "H: W", exceeding yuschim about 3: 1. More preferably, reaction medium 36 is characterized by an H: W ratio in the range of from about 7: 1 to about 25: 1. Even more preferably, reaction medium 36 is characterized by an H: W ratio in the range of from about 8: 1 to about 20: 1. Most preferably, reaction medium 36 is characterized by an H: W ratio in the range of 9: 1 to 15: 1. In one embodiment, L = H and D = W, so that the various sizes or ratios presented herein for L and D also apply to H and W and vice versa.

Относительно высокие соотношения L:D и Н:W, предусматриваемые в соответствии с одним вариантом реализации изобретения, могут вносить свой вклад в некоторые существенные преимущества системы изобретения. Как обсуждается более подробно далее, было обнаружено то, что более высокие соотношения L:D и H:W, а также определенные другие признаки, обсуждающиеся далее, могут способствовать созданию выгодных вертикальных градиентов в концентрациях молекулярного кислорода и/или окисляемого соединения (например, пара-ксилола) в реакционной среде 36. В противоположность общепринятой точке зрения, согласно которой считалось бы выгодным иметь хорошо перемешанную реакционную среду при относительно однородных концентрациях по всему объему, было обнаружено то, что разбиение по высоте на ступени в отношении концентраций кислорода и/или окисляемого соединения облегчает более эффективное и экономичное прохождение реакции окисления. Сведение к минимуму концентраций кислорода и окисляемого соединения поблизости от верха реакционной среды 36 может способствовать предотвращению потерь не вступившего в реакцию кислорода и не вступившего в реакцию окисляемого соединения в результате уноса через верхнее выпускное отверстие для газа 40. Однако если концентрации окисляемого соединения и не вступившего в реакцию кислорода будут низкими по всему объему реакционной среды 36, то тогда скорость и/или селективность окисления уменьшатся. Таким образом, предпочтительно, чтобы концентрации молекулярного кислорода и/или окисляемого соединения были бы значительно выше поблизости от низа реакционной среды 36 по сравнению с тем, что имеет место поблизости от верха реакционной среды 36.The relatively high ratios of L: D and H: W provided for in accordance with one embodiment of the invention can contribute to some of the significant advantages of the system of the invention. As discussed in more detail below, it has been found that higher L: D and H: W ratios, as well as certain other features discussed below, can help create beneficial vertical gradients in the concentrations of molecular oxygen and / or an oxidizable compound (e.g., steam -xylene) in the reaction medium 36. In contrast to the generally accepted view that it would be considered advantageous to have a well-mixed reaction medium at relatively uniform concentrations throughout the volume, that a partition at level adjustment with respect to oxygen concentration and / or the oxidizable compound facilitates a more effective and economical oxidation reaction passage. Minimizing the concentrations of oxygen and an oxidizable compound near the top of the reaction medium 36 can help prevent loss of unreacted oxygen and unreacted oxidizable compounds due to entrainment through the upper gas outlet 40. However, if the concentrations of the oxidizable compound and not enter Since the oxygen reaction is low throughout the volume of the reaction medium 36, then the rate and / or selectivity of oxidation will decrease. Thus, it is preferable that the concentrations of molecular oxygen and / or the oxidizable compound be significantly higher in the vicinity of the bottom of the reaction medium 36 as compared to what occurs near the top of the reaction medium 36.

В дополнение к этому, высокие соотношения L:D и H:W приводят к тому, что давление внизу реакционной среды 36 будет существенно превышать давление вверху реакционной среды 36. Данный градиент давления по высоте представляет собой следствие высоты и плотности реакционной среды 36. Одно преимущество наличия данного градиента давления по высоте заключается в том, что повышенное давление низа емкости становится движущей силой, обеспечивающей достижение более значительных растворимости и массопереноса кислорода по сравнению с тем, чего можно было бы добиться в других случаях при сопоставимых температурах и давлениях верха реактора в небольших реакторах. Таким образом, реакцию окисления можно проводить при более низких температурах по сравнению с тем, что потребовалось бы в более мелкой емкости. В случае использования барботажной колонны реакторного типа 20 для частичного окисления пара-ксилола до получения сырой неочищенной терефталевой кислоты (СТА) способность функционирования при пониженных температурах реакции при тех же самых или лучших скоростях массопереноса кислорода обуславливает несколько преимуществ. Например, низкотемпературное окисление пара-ксилола приводит к уменьшению количества растворителя, сжигаемого во время прохождения реакции. Как обсуждается более подробно далее, низкотемпературное окисление также благоприятствует образованию небольших, характеризующихся большой площадью удельной поверхности, неплотно связанных, легко растворимых частиц СТА, которые могут быть подвергнуты воздействию более экономичных методик очистки по сравнению с крупными, характеризующимися малой площадью удельной поверхности, плотными частицами СТА, получаемыми в соответствии с обычно используемыми способами высокотемпературного окисления.In addition, the high ratios of L: D and H: W cause the pressure at the bottom of the reaction medium 36 to be significantly higher than the pressure at the top of the reaction medium 36. This pressure gradient in height is a consequence of the height and density of the reaction medium 36. One advantage the presence of this pressure gradient over height is that the increased pressure of the bottom of the tank becomes a driving force, ensuring the achievement of more significant solubility and mass transfer of oxygen compared to what could be to achieve in other cases at comparable temperatures and pressures of the top of the reactor in small reactors. Thus, the oxidation reaction can be carried out at lower temperatures in comparison with what would be required in a smaller tank. In the case of using a bubble column reactor 20 to partially oxidize para-xylene to obtain crude crude terephthalic acid (CTA), the ability to operate at lower reaction temperatures at the same or better oxygen mass transfer rates leads to several advantages. For example, the low temperature oxidation of para-xylene results in a decrease in the amount of solvent burned during the reaction. As discussed in more detail below, low temperature oxidation also favors the formation of small, characterized by a large specific surface area, loosely coupled, readily soluble CTA particles that can be subjected to more economical cleaning methods compared to large, characterized by a small specific surface area, dense CTA particles obtained in accordance with commonly used methods of high temperature oxidation.

Предпочтительно, чтобы во время окисления в реакторе 20 усредненную по времени и объему температуру реакционной среды 36 выдерживали бы в диапазоне от приблизительно 125 до приблизительно 200°С, более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 140 до приблизительно 180°С, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 150 до 170°С. Давление верха реактора над реакционной средой 36 предпочтительно выдерживают в диапазоне от приблизительно 1 до приблизительно 20 бар избыточного давления (бар (изб.)), более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 2 до приблизительно 12 бар (изб.), а наиболее предпочтительно в диапазоне от 4 до 8 бар (изб.). Предпочтительно разница давлений между верхом реакционной среды 36 и низом реакционной среды 36 находится в диапазоне от приблизительно 0,4 до приблизительно 5 бар, более предпочтительно разница давлений находится в диапазоне от приблизительно 0,7 до приблизительно 3 бар, а наиболее предпочтительно разница давлений находится в диапазоне от 1 до 2 бар. Несмотря на то что в общем случае предпочтительно, чтобы давление верха реактора над реакционной средой 36 выдерживалось бы на уровне относительно постоянного значения, один вариант реализации настоящего изобретения предусматривает наличие пульсации давления верха реактора для облегчения улучшенного прохождения перемешивания и/или массопереноса в реакционной среде 36. В случае наличия пульсаций давления верха реактора предпочтительно, чтобы пульсации давления находились бы в диапазоне от приблизительно 60 до приблизительно 140% от упоминавшегося в настоящем документе стационарного давления верха реактора, более предпочтительно от приблизительно 85 до приблизительно 115% от упоминавшегося в настоящем документе стационарного давления верха реактора, а наиболее предпочтительно от 95 до 105% от упоминавшегося в настоящем документе стационарного давления верха реактора.Preferably, during oxidation in the reactor 20, the temperature and time-averaged temperature of the reaction medium 36 is maintained in the range of from about 125 to about 200 ° C, more preferably in the range of from about 140 to about 180 ° C, and most preferably in the range of 150 to 170 ° C. The pressure of the top of the reactor over the reaction medium 36 is preferably maintained in the range of from about 1 to about 20 bar gauge (bar (g)), more preferably in the range of from about 2 to about 12 bar (gauge), and most preferably in the range of 4 to 8 bar (g.). Preferably, the pressure difference between the top of the reaction medium 36 and the bottom of the reaction medium 36 is in the range of from about 0.4 to about 5 bar, more preferably the pressure difference is in the range of from about 0.7 to about 3 bar, and most preferably the pressure difference is in range from 1 to 2 bar. Although it is generally preferred that the pressure of the top of the reactor above the reaction medium 36 be kept at a relatively constant value, one embodiment of the present invention provides for pressure pulsations of the top of the reactor to facilitate improved mixing and / or mass transfer in the reaction medium 36. In the case of pressure pulsations at the top of the reactor, it is preferable that the pressure pulsations are in the range from about 60 to about 140% of the above the stationary top pressure of the reactor contained herein, more preferably from about 85 to about 115% of the stationary top pressure of the reactor referred to herein, and most preferably from 95 to 105% of the stationary top pressure of the reactor referred to herein.

Дополнительное преимущество высокого соотношения L:D для зоны реакции 28 заключается в том, что оно может вносить свой вклад в увеличение среднего расхода на единицу сечения потока для реакционной среды 36. Термины «расход на единицу сечения потока» и «расход газа на единицу сечения потока» в соответствии с использованием в настоящем документе в отношении реакционной среды 36 должны обозначать объемный расход газовой фазы реакционной среды 36 на некотором уровне по высоте в реакторе, поделенный на площадь горизонтального поперечного сечения реактора на данном уровне по высоте. Повышенный расход на единицу сечения потока, достигаемый благодаря высокому соотношению L:D для зоны реакции 28, может способствовать прохождению локального перемешивания и увеличению удержания газа в реакционной среде 36. Усредненные по времени расходы на единицу сечения потока для реакционной среды 36 на одной четверти высоты, половине высоты и/или трех четвертях высоты реакционной среды 36 предпочтительно превышают приблизительно 0,3 м/с, более предпочтительно находятся в диапазоне от приблизительно 0,8 до приблизительно 5 м/с, еще более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 0,9 до приблизительно 4 м/с, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 1 до 3 м/с.An additional advantage of the high L: D ratio for reaction zone 28 is that it can contribute to an increase in average flow per unit cross-section for the reaction medium 36. The terms “flow per unit cross-section” and “gas flow per unit cross-section "In accordance with the use in this document in relation to the reaction medium 36 should denote the volumetric flow rate of the gas phase of the reaction medium 36 at a certain height level in the reactor, divided by the horizontal cross-sectional area I have a reactor at a given height. The increased flow rate per unit cross section, achieved due to the high L: D ratio for reaction zone 28, can facilitate local mixing and increase gas retention in the reaction medium 36. Time-averaged flow rates per unit cross section for the reaction medium 36 at one quarter of the height, half the height and / or three quarters of the height of the reaction medium 36 is preferably greater than about 0.3 m / s, more preferably in the range of about 0.8 to about 5 m / s, even more so dpochtitelno in the range from about 0.9 to about 4 m / s, and most preferably in the range of 1 to 3 m / s.

Если обратиться опять к фиг.1, то можно сказать, что секция отделения 26 барботажной колонны реакторного типа 20 представляет собой просто уширенную часть корпуса 22, расположенную непосредственно над секцией реакции 24. Секция отделения 26 обеспечивает уменьшение скорости перемещающейся снизу вверх газовой фазы в барботажной колонне реакторного типа 20 тогда, когда газовая фаза поднимется выше верхней поверхности 44 реакционной среды 36 и приблизится к выпускному отверстию для газа 40. Данное уменьшение скорости перемещения газовой фазы снизу вверх способствует облегчению удаления жидкой и/или твердой фаз, захваченных в перетекающей снизу вверх газовой фазе, и, таким образом, приводит к уменьшению нежелательных потерь определенных компонентов, присутствующих в жидкой фазе реакционной среды 36.Referring again to FIG. 1, we can say that the section of the separation section 26 of the bubble column reactor 20 is simply a broadened part of the housing 22 located directly above the reaction section 24. The section of the separation section 26 reduces the speed of the gas phase moving from the bottom up in the bubble column reactor type 20 when the gas phase rises above the upper surface 44 of the reaction medium 36 and approaches the gas outlet 40. This decrease in the rate of movement of the gas phase from the bottom up helps facilitate the removal of liquid and / or solid phases trapped in the gas phase flowing from the bottom up, and thus reduces undesirable losses of certain components present in the liquid phase of the reaction medium 36.

Секция отделения 26 предпочтительно включает переходную стенку, в общем случае образующую поверхность усеченного конуса, 54, в общем случае цилиндрическую широкую боковую стенку 56 и крышку 58. Узкий нижний уровень поверхности переходной стенки 54 соединяется с верхом цилиндрической основы 46 секции реакции 24. Широкий верхний уровень поверхности переходной стенки 54 соединяется с низом широкой боковой стенки 56. Предпочтительно, чтобы переходная стенка 54 проходила бы снизу вверх и изнутри наружу от ее узкого нижнего уровня поверхности под углом в диапазоне от приблизительно 10 до приблизительно 70° от вертикали, более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 15 до приблизительно 50° от вертикали, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 15 до 45° от вертикали. Широкая боковая стенка 56 имеет максимальный диаметр «Х», который в общем случае превышает максимальный диаметр «D» секции реакции 24, хотя, если верхняя часть секции реакции 24 будет иметь меньший диаметр по сравнению с общим максимальным диаметром секции реакции 24, то тогда Х фактически может составить величину, меньшую чем D. В предпочтительном варианте реализации настоящего изобретения соотношение между диаметром широкой боковой стенки 56 и максимальным диаметром секции реакции 24 «Х:D» находится в диапазоне от приблизительно 0,8:1 до приблизительно 4:1, наиболее предпочтительно в диапазоне от 1,1:1 до 2:1. Крышка 58 соединяется с верхом широкой боковой стенки 56. Крышка 58 предпочтительно представляет собой эллиптический элемент, определяющий центральное отверстие, которое делает возможным выход газа из зоны отделения 30 через выпускное отверстие для газа 40. В альтернативном варианте реализации крышка 58 может иметь любую форму, в том числе коническую. Зона отделения 30 имеет максимальную высоту «Y», измеренную от верха 50 зоны реакции 28 самой верхней части зоны отделения 30. Соотношение между длиной зоны реакции 28 и высотой зоны отделения 30 «L:Y» предпочтительно находится в диапазоне от приблизительно 2:1 до приблизительно 24:1, более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 3:1 до приблизительно 20:1, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 4:1 до 16:1.The separation section 26 preferably includes a transition wall, generally forming the surface of a truncated cone, 54, generally a cylindrical wide side wall 56 and a cover 58. The narrow lower level of the surface of the transition wall 54 is connected to the top of the cylindrical base 46 of the reaction section 24. Wide upper level the surface of the transition wall 54 is connected to the bottom of the wide side wall 56. It is preferable that the transition wall 54 would pass from bottom to top and from inside to outside from its narrow lower surface level at an angle m in the range of from about 10 to about 70 ° from the vertical, more preferably in the range from about 15 to about 50 ° from the vertical, and most preferably in the range from 15 to 45 ° from the vertical. The wide side wall 56 has a maximum diameter "X", which generally exceeds the maximum diameter "D" of the reaction section 24, although if the upper part of the reaction section 24 will have a smaller diameter compared to the total maximum diameter of the reaction section 24, then X in fact, it may be less than D. In a preferred embodiment of the present invention, the ratio between the diameter of the wide side wall 56 and the maximum diameter of the reaction section 24 “X: D” is in the range from about 0.8: 1 to about mately 4: 1, most preferably in the range from 1.1: 1 to 2: 1. The lid 58 is connected to the top of the wide side wall 56. The lid 58 is preferably an elliptical element defining a central hole that allows gas to escape from the separation zone 30 through the gas outlet 40. In an alternative embodiment, the lid 58 may be of any shape, including conical. The separation zone 30 has a maximum height "Y", measured from the top 50 of the reaction zone 28 of the uppermost part of the separation zone 30. The ratio between the length of the reaction zone 28 and the height of the separation zone 30 "L: Y" is preferably in the range from about 2: 1 to about 24: 1, more preferably in the range of from about 3: 1 to about 20: 1, and most preferably in the range of from 4: 1 to 16: 1.

Если обратиться теперь к фиг.1-5, то можно сказать, что теперь будет более подробно обсуждаться местоположение и конфигурация барботера окислителя 34. Фиг.2 и 3 демонстрируют то, что барботер окислителя 34 может включать кольцевой элемент 60, поперечный элемент 62 и пару каналов для ввода окислителя 64а, b. В удобном варианте данные каналы для ввода окислителя 64а, b могут входить в емкость на уровне по высоте, находящемся выше кольцевого элемента 60, а после этого поворачиваться книзу так, как это продемонстрировано на фиг.2 и 3. В альтернативном варианте канал для ввода окислителя 64а, b может входить в емкость ниже кольцевого элемента 60 или приблизительно на той же самой горизонтальной плоскости, что и кольцевой элемент 60. Каждый канал для ввода окислителя 64а, b включает первый уровень, соединенный с соответствующим впускным отверстием для окислителя 66а, b, сформированным в корпусе 22, и второй уровень, через текучую среду соединяющийся с кольцевым элементом 60. Кольцевой элемент 60 предпочтительно образован из каналов, более предпочтительно из множества прямых секций каналов, а наиболее предпочтительно множества прямых трубных секций, жестко соединенных друг с другом с получением трубчатого многоугольного кольца. Предпочтительно кольцевой элемент 60 образован, по меньшей мере, из 3 прямых трубных секций, более предпочтительно из 6-10 трубных секций, а наиболее предпочтительно из 8 трубных секций. В соответствии с этим, если кольцевой элемент 60 будет образован из 8 трубных секций, то тогда он будет иметь в общем случае восьмиугольную конфигурацию. Поперечный элемент 62 предпочтительно получают из по существу прямой трубной секции, которая через текучую среду соединяется с противоположными трубными секциями кольцевого элемента 60 и проходит по диагонали между ними. Трубная секция, используемая для поперечного элемента 62, предпочтительно имеет по существу тот же самый диаметр, что и трубные секции, используемые для получения кольцевого элемента 60. Предпочтительно, чтобы трубные секции, которые составляют каналы для ввода окислителя 64а, b, кольцевой элемент 60 и поперечный элемент 62, имели бы номинальный диаметр, больший чем приблизительно 0,1 м, более предпочтительно находящийся в диапазоне от приблизительно 0,2 до приблизительно 2 м, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 0,25 до 1 м. Как, может быть, наилучшим образом проиллюстрировано на фиг.3, каждый элемент, выбираемый из кольцевого элемента 60 и поперечного элемента 62, характеризуется наличием множества верхних отверстий для окислителя 68, предназначенных для выпуска потока окислителя снизу вверх в зону реакции 28. Как, может быть, лучше всего проиллюстрировано на фиг.4, кольцевой элемент 60 и/или поперечный элемент 62 могут характеризоваться наличием одного или нескольких нижних отверстий для окислителя 70, предназначенных для выпуска потока окислителя сверху вниз в зону реакции 28. Нижние отверстия для окислителя 70 также могут быть использованы для выпуска жидкой и/или твердой фаз, которые могут проникать внутрь кольцевого элемента 60 и/или поперечного элемента 62. Для того чтобы предотвратить накопление твердой фазы внутри барботера окислителя 34, через барботер 34 можно непрерывно или периодически перепускать поток жидкости для вымывания любых количеств накопившейся твердой фазы.Referring now to FIGS. 1-5, it can be said that the location and configuration of the oxidizer bubbler 34 will now be discussed in more detail. FIGS. 2 and 3 show that the oxidizer bubbler 34 may include an annular element 60, a transverse element 62 and a pair channels for entering the oxidizing agent 64a, b. In a convenient embodiment, these channels for introducing the oxidizing agent 64a, b can enter the tank at a height level above the ring element 60, and then turn downwards, as shown in FIGS. 2 and 3. In an alternative embodiment, the channel for introducing the oxidizing agent 64a, b may enter the vessel below the annular element 60 or approximately on the same horizontal plane as the annular element 60. Each oxidant inlet channel 64a, b includes a first level connected to a corresponding oxidation inlet a body 66a, b formed in the housing 22, and a second level fluidly connected to the annular element 60. The annular element 60 is preferably formed of channels, more preferably a plurality of straight channel sections, and most preferably a plurality of straight pipe sections, rigidly connected to each other with another to produce a tubular polygonal ring. Preferably, the annular element 60 is formed of at least 3 straight pipe sections, more preferably from 6-10 pipe sections, and most preferably from 8 pipe sections. Accordingly, if the annular element 60 is formed of 8 tube sections, then it will generally have an octagonal configuration. The transverse element 62 is preferably obtained from a substantially straight pipe section, which is connected through fluid to the opposite pipe sections of the annular element 60 and extends diagonally between them. The tube section used for the transverse element 62 preferably has substantially the same diameter as the tube sections used to produce the ring element 60. It is preferable that the tube sections that make up the oxidant inlets 64a, b, the ring element 60 and the transverse element 62 would have a nominal diameter greater than about 0.1 m, more preferably in the range of about 0.2 to about 2 m, and most preferably in the range of 0.25 to 1 m. As may be nail 3, as illustrated in FIG. 3, each element selected from the annular element 60 and the transverse element 62 is characterized by the presence of a plurality of upper oxidant openings 68 for discharging the oxidant stream from the bottom up into the reaction zone 28. As may be best illustrated in figure 4, the annular element 60 and / or the transverse element 62 may be characterized by the presence of one or more lower holes for the oxidizer 70, designed to discharge the flow of oxidant from top to bottom in the reaction zone 28. The lower the holes for the oxidizing agent 70 can also be used to release liquid and / or solid phases that can penetrate into the annular element 60 and / or the transverse element 62. In order to prevent the accumulation of the solid phase inside the oxidizer bubbler 34, through the bubbler 34 it is possible continuously or periodically Bypass the fluid flow to flush out any amount of accumulated solid phase.

Если обратиться опять к фиг.1-4, то можно сказать, что во время окисления в барботажной колонне реакторного типа 20 потоки окислителя перепускают через впускные отверстия для окислителя 66а, b в каналы для ввода окислителя 64а, b соответственно. После этого потоки окислителя транспортируют через каналы для ввода окислителя 64а, b в кольцевой элемент 60. Как только поток окислителя поступит в кольцевой элемент 60, поток окислителя будет распределяться по всем внутренним объемам кольцевого элемента 60 и поперечного элемента 62. После этого поток окислителя вытесняется из барботера окислителя 34 в зону реакции 28 через верхние и нижние отверстия для окислителя 68, 70 кольцевого элемента 60 и поперечного элемента 62.Referring again to FIGS. 1-4, it can be said that during oxidation in a bubble column reactor type 20, oxidant flows are passed through oxidant inlets 66a, b into oxidizer inlet channels 64a, b, respectively. After that, the oxidizer flows are transported through the channels for introducing the oxidizer 64a, b into the ring element 60. As soon as the oxidizer stream enters the ring element 60, the oxidizer stream will be distributed over all the internal volumes of the ring element 60 and the transverse element 62. After that, the oxidizer stream is displaced from an oxidizer bubbler 34 to the reaction zone 28 through the upper and lower holes for the oxidizer 68, 70 of the ring element 60 and the transverse element 62.

Устья верхних отверстий для окислителя 68 разнесены одно от другого в боковом направлении и располагаются по существу на одном и том же уровне по высоте в зоне реакции 28. Таким образом, устья верхних отверстий для окислителя 68 в общем случае располагаются на по существу горизонтальной плоскости, определенной верхом барботера окислителя 34. Устья нижних отверстий для окислителя 70 разнесены в боковом направлении одно от другого и располагаются по существу на одном и том же уровне по высоте в зоне реакции 28. Таким образом, устья нижних отверстий для окислителя 70 в общем случае располагаются на по существу горизонтальной плоскости, определенной низом барботера окислителя 34.The mouths of the upper holes for the oxidizing agent 68 are spaced apart from each other in the lateral direction and are located essentially at the same level in height in the reaction zone 28. Thus, the mouths of the upper holes for the oxidizing agent 68 are generally located on a substantially horizontal plane defined the top of the oxidizer bubbler 34. The mouths of the lower holes for the oxidizer 70 are spaced laterally from one another and are located essentially at the same height in the reaction zone 28. Thus, the mouths of the lower holes d for oxidizer 70 are generally located on a substantially horizontal plane defined by the bottom of the oxidizer bubbler 34.

В одном варианте реализации настоящего изобретения барботер окислителя 34 имеет, по меньшей мере, приблизительно 20 верхних отверстий для окислителя 68, сформированных в нем. Более предпочтительно барботер окислителя 34 имеет сформированные в нем верхние отверстия для окислителя в количестве в диапазоне от приблизительно 40 до приблизительно 800. Наиболее предпочтительно барботер окислителя 34 имеет сформированные в нем верхние отверстия для окислителя 68 в количестве в диапазоне от 60 до 400. Барботер окислителя 34 предпочтительно имеет, по меньшей мере, приблизительно 1 нижнее отверстие для окислителя 70, сформированное в нем. Более предпочтительно барботер окислителя 34 имеет сформированные в нем нижние отверстия для окислителя 70 в количестве в диапазоне от приблизительно 2 до приблизительно 40. Наиболее предпочтительно барботер окислителя 34 имеет сформированные в нем нижние отверстия для окислителя 70 в количестве в диапазоне от 8 до 20. Соотношение между количествами верхних отверстий для окислителя 68 и нижних отверстий для окислителя 70 в барботере окислителя 34 предпочтительно находится в диапазоне от приблизительно 2:1 до приблизительно 100:1, более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 5:1 до приблизительно 25:1, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 8:1 до 15:1. Диаметры по существу всех верхних и нижних отверстий для окислителя 68, 70 предпочтительно являются по существу одинаковыми, так что соотношение между объемными расходами потока окислителя из верхних и нижних отверстий 68, 70 является по существу тем же самым, что и приведенные выше соотношения для относительных количеств верхних и нижних отверстий для окислителя 68, 70.In one embodiment of the present invention, the oxidizer bubbler 34 has at least about 20 upper holes for the oxidizer 68 formed therein. More preferably, the oxidizer bubbler 34 has upper oxidant openings formed therein in an amount in the range of from about 40 to about 800. Most preferably the oxidizer bubbler 34 has upper oxidant openings 68 formed therein in an amount of from 60 to 400. The oxidizer bubbler 34 preferably has at least about 1 lower opening for oxidizing agent 70 formed therein. More preferably, the oxidizer bubbler 34 has lower holes formed therein for oxidizing agent 70 in an amount in the range of from about 2 to about 40. Most preferably the oxidizer bubbler 34 has lower holes formed therein for oxidizing agent 70 in an amount in the range of from 8 to 20. The ratio between the number of upper holes for the oxidizing agent 68 and lower holes for the oxidizing agent 70 in the bubbler of the oxidizing agent 34 is preferably in the range from about 2: 1 to about 100: 1, more preferably flax in the range from about 5: 1 to about 25: 1, and most preferably in the range from 8: 1 to 15: 1. The diameters of substantially all of the upper and lower openings for the oxidizing agent 68, 70 are preferably substantially the same, so that the ratio between the volumetric flow rates of the oxidizing stream from the upper and lower openings 68, 70 is essentially the same as the above ratios for relative amounts upper and lower holes for the oxidizing agent 68, 70.

Фиг.5 иллюстрирует направление выпуска окислителя из верхних и нижних отверстий для окислителя 68, 70. Что касается верхних отверстий для окислителя 68, то предпочтительно, чтобы, по меньшей мере, часть верхних отверстий для окислителя 68 производила бы выпуск потока окислителя под углом «А» от вертикали. Предпочтительно, чтобы процентная доля верхних отверстий для окислителя 68, которые ориентированы под углом «А» к вертикали, находилась бы в диапазоне от приблизительно 30 до приблизительно 90%, более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 50 до приблизительно 80%, еще более предпочтительно в диапазоне от 60 до 75%, а наиболее предпочтительно была бы равна приблизительно 67%. Угол «А» предпочтительно находится в диапазоне от приблизительно 5 до приблизительно 60°, более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 10 до приблизительно 45°, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 15 до 30°. Что касается нижних отверстий для окислителя 70, то предпочтительно, чтобы по существу все нижние отверстия для окислителя 70 располагались бы поблизости от самой нижней части кольцевого элемента 60 и/или поперечного элемента 62. Таким образом, любые количества жидкой и/или твердой фаз, которые могут ненамеренно попасть в барботер окислителя 34, можно будет легко выпустить из барботера окислителя 34 через нижние отверстия для окислителя 70. Предпочтительно нижние отверстия для окислителя 70 обеспечивают выпуск потока окислителя сверху вниз по существу под углом, соответствующим вертикали. Для целей данного описания верхним отверстием для окислителя может быть любое отверстие, которое обеспечивает выпуск потока окислителя в общем случае в направлении снизу вверх (то есть под углом, отсчитываемым вверх от горизонтали), а нижним отверстием для окислителя может быть любое отверстие, которое обеспечивает выпуск потока окислителя в общем случае в направлении сверху вниз (то есть под углом, отсчитываемым вниз от горизонтали).Figure 5 illustrates the direction of release of the oxidant from the upper and lower holes for the oxidizing agent 68, 70. With regard to the upper holes for the oxidizing agent 68, it is preferable that at least a portion of the upper holes for the oxidizing agent 68 discharge the oxidizing stream at an angle “A” »From the vertical. Preferably, the percentage of the upper openings for the oxidizing agent 68, which are oriented at an angle “A” to the vertical, is in the range from about 30 to about 90%, more preferably in the range from about 50 to about 80%, even more preferably in the range from 60 to 75%, and most preferably would be approximately 67%. The angle "A" is preferably in the range from about 5 to about 60 °, more preferably in the range from about 10 to about 45 °, and most preferably in the range from 15 to 30 °. As for the lower openings for the oxidizing agent 70, it is preferable that essentially all of the lower openings for the oxidizing agent 70 are located near the lowermost part of the annular element 60 and / or the transverse element 62. Thus, any quantities of liquid and / or solid phases that can unintentionally enter the oxidizer bubbler 34, it can be easily discharged from the oxidizer bubbler 34 through the lower openings for the oxidizer 70. Preferably, the lower openings for the oxidizer 70 allow the oxidizer flow to flow downward from the device at an angle corresponding to the vertical. For the purposes of this description, the top hole for the oxidizing agent can be any hole that provides the outlet of the oxidant stream in the general case in the direction from the bottom up (that is, at an angle measured upward from the horizontal), and the bottom hole for the oxidizing agent can be any hole that provides the outlet oxidizer flow in the general case in a downward direction (i.e., at an angle measured downward from the horizontal).

Во многих обычно используемых барботажных реакторных колоннах, содержащих многофазную реакционную среду, по существу вся реакционная среда, расположенная ниже барботера окислителя (или другого механизма, предназначенного для введения потока окислителя в зону реакции), характеризуется очень низкой величиной удержания газа. Как известно на современном уровне техники, «удержание газа» представляет собой просто объемную долю многофазной среды, которая находится в газообразном состоянии. Зоны низкой величины удержания газа в среде также можно называть «неаэрированными» зонами. Во многих обычно используемых суспензионных барботажных реакторных колоннах значительная доля от общего объема реакционной среды располагается ниже барботера окислителя (или другого механизма, предназначенного для введения потока окислителя в зону реакции). Таким образом, значительная часть реакционной среды, присутствующей в области нижней части обычно используемых барботажных реакторных колонн, является неаэрированной.In many commonly used bubble column reactors containing a multiphase reaction medium, substantially all of the reaction medium located below the oxidizer bubbler (or other mechanism for introducing the oxidizer stream into the reaction zone) has a very low gas retention rate. As is known in the art, “gas retention” is simply the volume fraction of a multiphase medium that is in a gaseous state. Zones of low gas retention in the medium can also be called "non-aerated" zones. In many commonly used slurry bubble column reactors, a significant fraction of the total reaction volume is located below the oxidizer bubbler (or other mechanism for introducing the oxidizer stream into the reaction zone). Thus, a significant portion of the reaction medium present in the lower portion of commonly used bubble column reactors is unaerated.

Было обнаружено то, что сведение к минимуму количества неаэрированных зон в реакционной среде, подвергаемой окислению в барботажной колонне реакторного типа, может обеспечить сведение к минимуму образования определенных типов нежелательных примесей. Неаэрированные зоны реакционной среды содержат относительно малое количество пузырьков окислителя. Данный малый объем пузырьков окислителя приводит к уменьшению количества молекулярного кислорода, доступного для растворения в жидкой фазе реакционной среды. Таким образом, жидкая фаза в неаэрированной зоне реакционной среды характеризуется относительно низкой концентрацией молекулярного кислорода. Данные обедненные кислородом неаэрированные зоны реакционной среды имеют тенденцию к стимулированию прохождения нежелательных побочных реакций вместо желательной реакции окисления. Например, в случае частичного окисления пара-ксилола с получением терефталевой кислоты недостаточная доступность кислорода в жидкой фазе реакционной среды может привести к образованию нежелательно больших количеств бензойной кислоты и сопряженных ароматических колец, в частности, в том числе в высшей степени нежелательных молекул окрашенных веществ, известных как флуореноны и антрахиноны.It has been found that minimizing the amount of unaerated zones in a reaction medium subjected to oxidation in a bubble column reactor can minimize the formation of certain types of undesired impurities. Unaerated zones of the reaction medium contain a relatively small number of oxidizing bubbles. This small volume of oxidizer bubbles leads to a decrease in the amount of molecular oxygen available for dissolution in the liquid phase of the reaction medium. Thus, the liquid phase in the non-aerated zone of the reaction medium is characterized by a relatively low concentration of molecular oxygen. These oxygen-depleted unaerated zones of the reaction medium tend to stimulate undesired side reactions instead of the desired oxidation reaction. For example, in the case of partial oxidation of para-xylene to produce terephthalic acid, insufficient oxygen availability in the liquid phase of the reaction medium can lead to the formation of undesirably large quantities of benzoic acid and conjugated aromatic rings, in particular, including highly undesirable molecules of colored substances known like fluorenones and anthraquinones.

В соответствии с одним вариантом реализации настоящего изобретения жидкофазное окисление проводят в барботажной колонне реакторного типа, сконфигурированной и функционирующей таким образом, чтобы свести к минимуму объемную долю реакционной среды, характеризующейся низкими величинами удержания газа. Данное сведение к минимуму количества неаэрированных зон можно количественно охарактеризовать в результате теоретического разделения общего объема реакционной среды на 2000 дискретных горизонтальных слоев с одинаковым объемом. За исключением самого верхнего и самого нижнего горизонтальных слоев каждый горизонтальный слой представляет собой дискретный объем, ограниченный по его боковым сторонам боковой стенкой реактора и ограниченный по его верхней и нижней поверхностям воображаемыми горизонтальными плоскостями. Самый верхний горизонтальный слой ограничен по его нижней стороне воображаемой горизонтальной плоскостью, а по его верхней стороне - верхней поверхностью реакционной среды. Самый нижний горизонтальный слой ограничен по ее верхней стороне воображаемой горизонтальной плоскостью, а по ее нижней стороне - нижним краем днища. Как только реакционная среда будет теоретически разделена на 2000 дискретных горизонтальных слоев с равным объемом, можно будет определить усредненную по времени и объему величину удержания газа для каждого горизонтального слоя. В случае использования данного способа определения количества неаэрированных зон предпочтительно, чтобы количество горизонтальных слоев, характеризующихся усредненной по времени и объему величиной удержания газа, меньшей 0,1, составляло бы величину, меньшую 30, более предпочтительно меньшую 15, еще более предпочтительно меньшую 6, даже более предпочтительно меньшую 4, а наиболее предпочтительно меньшую 2. Предпочтительно, чтобы количество горизонтальных слоев, характеризующихся величиной удержания газа, меньшей 0,2, составляло бы величину, меньшую 80, более предпочтительно меньшую 40, еще более предпочтительно меньшую 20, даже более предпочтительно меньшую 12, а наиболее предпочтительно меньшую 5. Предпочтительно, чтобы количество горизонтальных слоев, характеризующихся величиной удержания газа, меньшей 0,3, составляло бы величину, меньшую 120, более предпочтительно меньшую 80, еще более предпочтительно меньшую 40, даже более предпочтительно меньшую 20, а наиболее предпочтительно меньшую 15.According to one embodiment of the present invention, liquid phase oxidation is carried out in a bubble column reactor configured and operating in such a way as to minimize the volume fraction of the reaction medium characterized by low gas retention values. This minimization of the number of unaerated zones can be quantitatively characterized as a result of the theoretical separation of the total volume of the reaction medium into 2000 discrete horizontal layers with the same volume. With the exception of the uppermost and lowermost horizontal layers, each horizontal layer is a discrete volume limited on its lateral sides by the side wall of the reactor and limited on its upper and lower surfaces by imaginary horizontal planes. The uppermost horizontal layer is bounded on its lower side by an imaginary horizontal plane, and on its upper side by the upper surface of the reaction medium. The lowest horizontal layer is bounded on its upper side by an imaginary horizontal plane, and on its lower side by the lower edge of the bottom. Once the reaction medium is theoretically divided into 2000 discrete horizontal layers with equal volume, it will be possible to determine the gas retention averaged over time and volume for each horizontal layer. In the case of using this method for determining the number of unaerated zones, it is preferable that the number of horizontal layers, characterized by a time-averaged volume and a gas retention value of less than 0.1, be less than 30, more preferably less than 15, even more preferably less than 6, even more preferably less than 4, and most preferably less than 2. Preferably, the number of horizontal layers characterized by a gas retention value of less than 0.2 is equal to less than 80, more preferably less than 40, even more preferably less than 20, even more preferably less than 12, and most preferably less than 5. It is preferable that the number of horizontal layers characterized by a gas retention value of less than 0.3 be less than 120, more preferably less than 80, even more preferably less than 40, even more preferably less than 20, and most preferably less than 15.

Если обратиться опять к фиг.1 и 2, то было обнаружено то, что более низкое расположение барботера окислителя 34 в зоне реакции 28 обеспечивает достижение нескольких преимуществ, включающих уменьшение количества неаэрированных зон в реакционной среде 36. При данных высоте «Н» реакционной среды 36, длине «L» зоны реакции 28 и максимальном диаметре «D» зоны реакции 28 предпочтительно, чтобы основную часть (то есть >50% масс.) потока окислителя вводили бы в зону реакции 28 в пределах приблизительно 0,025Н, 0,022L и/или 0,25D от нижнего уровня 52 зоны реакции 28. Более предпочтительно основную часть потока окислителя вводят в зону реакции 28 в пределах приблизительно 0,02Н, 0,018L и/или 0,2D от нижнего уровня поверхности 52 зоны реакции 28. Наиболее предпочтительно основную часть потока окислителя вводят в зону реакции 28 в пределах 0,015Н, 0,013L и/или 0,15D от нижнего уровня поверхности 52 зоны реакции 28.Referring again to FIGS. 1 and 2, it was found that a lower location of the oxidizer bubbler 34 in reaction zone 28 provides several advantages, including reducing the number of unaerated zones in reaction medium 36. With a given height “H” of reaction medium 36 , the length "L" of the reaction zone 28 and the maximum diameter "D" of the reaction zone 28, it is preferable that the main part (i.e.> 50% by weight) of the oxidizing stream is introduced into the reaction zone 28 within the range of approximately 0.025H, 0.022L and / or 0.25D from the lower level 52 of the reaction zone 28. More preferably, the main part of the oxidant stream is introduced into the reaction zone 28 within about 0.02 N, 0.018 L and / or 0.2 D from the lower level of the surface 52 of the reaction zone 28. Most preferably, the main part of the oxidizer stream is introduced into the reaction zone 28 within 0.015 N, 0.013L and / or 0.15D from the lower level of surface 52 of reaction zone 28.

В варианте реализации, проиллюстрированном на фиг.2, расстояние по высоте «Y₁» между нижним уровнем поверхности 52 зоны реакции 28 и устьями верхних отверстий для окислителя 68 барботера окислителя 34 составляет величину, меньшую приблизительно 0,25Н, 0,022L и/или 0,25D, так что по существу весь поток окислителя поступает в зону реакции 28 в пределах приблизительно 0,25Н, 0,022L и/или 0,25D от нижнего уровня поверхности 52 зоны реакции 28. Более предпочтительно Y₁ составляет величину, меньшую чем приблизительно 0,02Н, 0,018L и/или 0,2D. Наиболее предпочтительно Y₁ составляет величину, меньшую чем 0,015Н, 0,013L и/или 0,15D, но большую чем 0,005Н, 0,004L и/или 0,06D. Фиг.2 иллюстрирует линию начала изгиба 72 в позиции, в которой нижний уровень поверхности цилиндрической основы 46 корпуса 22 соединяется с верхнем уровнем эллиптического днища 48 корпуса 22. В альтернативном варианте днище 48 может иметь любую форму, в том числе коническую, а линию начала изгиба все еще определяют как нижний уровень поверхности цилиндрической основы 46. Расстояние по высоте «Y₂» между линией начала изгиба 72 и верхом барботера окислителя 34 предпочтительно составляет, по меньшей мере, приблизительно 0,0012Н, 0,001L и/или 0,01D; более предпочтительно, по меньшей мере, приблизительно 0,005Н, 0,004L и/или 0,05D; а наиболее предпочтительно, по меньшей мере, 0,01Н, 0,008L и/или 0,1D. Расстояние по высоте «Y₃» между нижним уровнем 52 зоны реакции 28 и устьями нижних отверстий для окислителя 70 барботера окислителя 34 предпочтительно составляет величину, меньшую чем приблизительно 0,015Н, 0,013L и/или 0,15D; более предпочтительно меньшую чем приблизительно 0,012Н, 0,01L и/или 0,1D; а наиболее предпочтительно меньшую чем 0,01Н, 0,008L и/или 0,075D, но большую чем 0,003Н, 0,002L и/или 0,025D.In the embodiment illustrated in FIG. 2, the height distance “Y ₁ ” between the lower level of the surface 52 of the reaction zone 28 and the mouths of the upper holes for the oxidizer 68 of the oxidizer bubbler 34 is less than about 0.25 N, 0.022 L and / or 0 , 25D, so that essentially the entire oxidant stream enters the reaction zone 28 within about 0.25H, 0.022L and / or 0.25D from the lower level of the surface 52 of reaction zone 28. More preferably, Y ₁ is less than about 0 02H, 0.018L and / or 0.2D. Most preferably, Y ₁ is less than 0.015H, 0.013L and / or 0.15D, but greater than 0.005H, 0.004L and / or 0.06D. Figure 2 illustrates the start line of the bend 72 at a position in which the lower surface level of the cylindrical base 46 of the housing 22 is connected to the upper level of the elliptical bottom 48 of the housing 22. Alternatively, the bottom 48 may be of any shape, including a conical, and the start line of the bend still defined as the lower surface level of the cylindrical base 46. The height distance “Y ₂ ” between the start line of the bend 72 and the top of the oxidizer bubbler 34 is preferably at least about 0.0012 H, 0.001 L and / or 0.01 D; more preferably at least about 0.005 H, 0.004 L and / or 0.05 D; and most preferably at least 0.01 N, 0.008 L and / or 0.1 D. The height distance “Y ₃ ” between the lower level 52 of the reaction zone 28 and the mouths of the lower holes for the oxidizer 70 of the bubbler of the oxidizer 34 is preferably less than about 0.015N, 0.013L and / or 0.15D; more preferably less than about 0.012 H, 0.01 L and / or 0.1 D; and most preferably less than 0.01 N, 0.008 L and / or 0.075 D, but greater than 0.003 H, 0.002 L and / or 0.025 D.

В предпочтительном варианте реализации настоящего изобретения отверстия, которые обеспечивают выпуск потока окислителя и потока исходного подаваемого материала в зону реакции, имеют такую конфигурацию, чтобы (массовая) величина потока окислителя или исходного подаваемого материала, выпускаемого из отверстия, была бы прямо пропорциональна площади реального сечения отверстия. Таким образом, например, если 50% от общей площади реального сечения, определенной всеми отверстиями для окислителя, будут располагаться в пределах 0,15D от низа зоны реакции, то тогда в зону реакции в пределах 0,15D от низа зоны реакции будут поступать 50% масс. потока окислителя и наоборот.In a preferred embodiment of the present invention, the openings that allow the oxidizing stream and the feed stream to flow into the reaction zone are configured so that the (mass) amount of the oxidizing stream or the feed feed from the hole is directly proportional to the actual cross-sectional area of the hole . Thus, for example, if 50% of the total real cross-sectional area defined by all openings for the oxidizing agent is within 0.15D from the bottom of the reaction zone, then 50% of the reaction zone will be within 0.15D from the bottom of the reaction zone mass oxidizer flow and vice versa.

В дополнение к преимуществам, обеспечиваемым в результате сведения к минимуму количества неаэрированных зон (то есть зон, характеризующихся низкой величиной удержания газа) в реакционной смеси 36, было обнаружено то, что прохождение окисления можно улучшить в результате доведения до максимума величины удержания газа для общей реакционной среды 36. Реакционная среда 36 предпочтительно характеризуется усредненной по времени и объему величиной удержания газа, равной, по меньшей мере, приблизительно 0,4, более предпочтительно находящейся в диапазоне от приблизительно 0,6 до приблизительно 0,9, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 0,65 до 0,85. Некоторые физические и эксплуатационные признаки барботажной колонны реакторного типа 20 вносят свой вклад в обсуждавшуюся выше высокую величину удержания газа. Например, для данных размера реактора и расхода для потока окислителя высокое соотношение L:D для зоны реакции 28 дает в результате меньший диаметр, что вызывает увеличение расхода на единицу сечения потока в реакционной среде 36, что, в свою очередь, приводит к увеличению удержания газа. В дополнение к этому на среднюю величину удержания газа даже для данного постоянного расхода на единицу сечения потока, как известно, оказывают влияние фактический диаметр барботажной колонны и соотношение L:D. В дополнение к этому, свой вклад в повышенную величину удержания газа вносит сведение к минимуму количества неаэрированных зон, в частности, в области нижней части зоны реакции 28. Кроме того, на стабильность функционирования при высоких расходах на единицу сечения потока и величинах удержания газа, описанных в настоящем документе, могут оказывать влияние давление верха реактора и механическая конфигурация барботажной колонны реакторного типа.In addition to the benefits provided by minimizing the number of unaerated zones (i.e., zones characterized by low gas retention) in the reaction mixture 36, it was found that oxidation progression can be improved by maximizing the gas retention for the total reaction medium 36. The reaction medium 36 is preferably characterized by an averaged over time and volume gas retention value equal to at least about 0.4, more preferably located in di pazone from about 0.6 to about 0.9, and most preferably in the range of from 0.65 to 0.85. Some of the physical and operational features of the reactor bubbler 20 are contributing to the high gas retention discussed above. For example, for reactor size and flow rate data for an oxidizer stream, a high L: D ratio for reaction zone 28 results in a smaller diameter, which causes an increase in flow per unit cross-section of the flow in the reaction medium 36, which, in turn, leads to an increase in gas retention . In addition to this, the average gas retention value, even for a given constant flow rate, per unit cross-section of the flow, as is known, is influenced by the actual bubble column diameter and the L: D ratio. In addition, minimizing the number of unaerated zones, in particular, in the region of the lower part of the reaction zone 28, contributes to an increased gas retention value. In addition, the stability of operation at high flow rates per unit cross section and gas retention values described herein, the pressure of the top of the reactor and the mechanical configuration of the bubble column reactor type may influence.

Кроме того, изобретатели выявили важность функционирования при оптимизированном давлении верха реактора для получения повышенного удержания газа и повышенного массопереноса. Может показаться, что функционирование при пониженном давлении верха реактора, что приводит к уменьшению растворимости молекулярного кислорода в соответствии с действием закона Генри, привело бы к уменьшению скорости массопереноса молекулярного кислорода из газа в жидкость. В емкости с механическим перемешиванием данный вариант обычно и имеет место, поскольку уровни аэрации и скорости массопереноса преимущественным образом определяются конструкцией перемешивающего устройства и давлением верха реактора. Однако в случае барботажной колонны реакторного типа, соответствующей предпочтительному варианту реализации настоящего изобретения, было выявлено то, как использовать пониженное давление верха реактора для того, чтобы стимулировать занятие заданной массой потока газофазного окислителя большего объема, что вызывает увеличение расхода на единицу сечения потока в реакционной среде 36 и, в свою очередь, приводит к увеличению удержания газа и скорости переноса молекулярного кислорода.In addition, the inventors have identified the importance of operating at an optimized top pressure of the reactor to obtain increased gas retention and increased mass transfer. It might seem that functioning under reduced pressure at the top of the reactor, which leads to a decrease in the solubility of molecular oxygen in accordance with the action of Henry's law, would lead to a decrease in the rate of mass transfer of molecular oxygen from gas to liquid. In a vessel with mechanical stirring, this option usually takes place, since the aeration levels and mass transfer rates are mainly determined by the design of the mixing device and the pressure of the top of the reactor. However, in the case of a reactor bubbler column according to a preferred embodiment of the present invention, it was revealed how to use a reduced pressure at the top of the reactor in order to stimulate the occupation of a given mass of a gas phase oxidizer of a larger volume, which causes an increase in flow per unit cross section of the flow in the reaction medium 36 and, in turn, leads to an increase in gas retention and molecular oxygen transfer rate.

Установление равновесия между коалесценцией и дроблением пузырьков представляет собой чрезвычайно сложное явление, приводящее, с одной стороны, к возникновению тенденции к вспениванию, что вызывает уменьшение скоростей внутренней циркуляции жидкой фазы, и что может потребовать наличия значительно больших зон отделения, а, с другой стороны, к возникновению тенденции к наличию меньшего количества очень крупных пузырьков, что приводит к пониженному удерживанию газа и пониженной скорости массопереноса из потока окислителя в жидкую фазу. Что касается жидкой фазы, то, как известно, ее состав, плотность, вязкость и поверхностное натяжение, помимо прочих факторов, взаимодействуют очень сложным образом, приводя к получению очень сложных результатов даже в отсутствие твердой фазы. Например, в лабораторных исследованиях исследователи обнаружили то, что при составлении отчетов и оценке результатов по наблюдениям даже для простых водно-воздушных барботажных колонн полезно устанавливать качество «воды» - будет ли это водопроводная вода, дистиллированная вода или деионизованная вода. В случае сложных смесей в жидкой фазе и в случае добавления твердой фазы степень сложности увеличивается дополнительно. Важными для взаимодействия твердой фазы с жидкой фазой и потоком окислителя при определении того, какими в результате будут получаться характеристики барботирования и схемы течения при естественной конвекции, помимо прочего, являются все параметры, выбираемые из поверхностных неоднородностей индивидуальных частиц твердой фазы, среднего размера твердых частиц, распределения частиц по размерам, количества твердой фазы по сравнению с количеством жидкой фазы и способности жидкости смачивать поверхность твердой фазы.The establishment of an equilibrium between coalescence and fragmentation of the bubbles is an extremely complex phenomenon, leading, on the one hand, to a tendency to foaming, which causes a decrease in the rates of internal circulation of the liquid phase, and which may require significantly larger separation zones, and, on the other hand, there is a tendency to the presence of a smaller number of very large bubbles, which leads to reduced gas retention and a reduced mass transfer rate from the oxidant stream to the liquid phase. As for the liquid phase, it is known that its composition, density, viscosity and surface tension, among other factors, interact in a very complex way, leading to very complex results even in the absence of a solid phase. For example, in a laboratory study, researchers found that when reporting and evaluating observational results, even for simple air-to-water bubble columns it is useful to establish the “water” quality — whether it is tap water, distilled water or deionized water. In the case of complex mixtures in the liquid phase and in the case of adding a solid phase, the degree of complexity increases further. Important for the interaction of the solid phase with the liquid phase and the oxidizer flow in determining what will result in the bubbling characteristics and flow patterns during natural convection, among other things, are all parameters selected from the surface inhomogeneities of the individual particles of the solid phase, the average particle size, particle size distribution, the amount of solid phase compared to the amount of the liquid phase and the ability of the liquid to wet the surface of the solid phase.

Таким образом, способность барботажной колонны реакторного типа функционировать подходящим образом при высоких расходах на единицу сечения потока и высоких величинах удержания газа, описываемых в настоящем документе, зависит, например, от надлежащего выбора: (1) состава жидкой фазы реакционной среды; (2) количества и типа осажденной твердой фазы, где оба параметра можно отрегулировать при помощи условий проведения реакции; (3) величины потока окислителя, подаваемого в реактор; (4) давления верха реактора, которое оказывает влияние на объемный расход потока окислителя, стабильность пузырьков и, через энергетический баланс, на температуру реакции; (5) самой температуры реакции, которая оказывает влияние на характеристики текучести, свойства осажденной твердой фазы и удельный объем потока окислителя; и (6) геометрии и механических деталей реакционной емкости, в том числе соотношения L:D.Thus, the ability of a reactor-type bubbler column to function appropriately at high flow rates per unit flow cross section and the high gas retention values described herein depends, for example, on the appropriate choice: (1) the composition of the liquid phase of the reaction medium; (2) the amount and type of precipitated solid phase, where both parameters can be adjusted using the reaction conditions; (3) the magnitude of the flow of oxidizing agent supplied to the reactor; (4) the pressure of the top of the reactor, which affects the volumetric flow rate of the oxidizing stream, the stability of the bubbles and, through the energy balance, the reaction temperature; (5) the reaction temperature itself, which affects the flow characteristics, the properties of the precipitated solid phase, and the specific flow rate of the oxidizing agent; and (6) the geometry and mechanical details of the reaction vessel, including the L: D ratio.

Если обратиться опять к фиг.1, то можно сказать, что было обнаружено, что для улучшения распределения окисляемого соединения (например, пара-ксилола) в реакционной среде 36 можно было добиться в результате введения потока жидкофазного исходного подаваемого материала в зону реакции 28 в нескольких позициях, разнесенных по высоте. Предпочтительно поток жидкофазного исходного подаваемого материала вводят в зону реакции 28 при использовании, по меньшей мере, 3 отверстий для исходного подаваемого материала, более предпочтительно, по меньшей мере, 4 отверстий для исходного подаваемого материала. В соответствии с использованием в настоящем документе термин «отверстия для исходного подаваемого материала» должны обозначать отверстия, через которые поток жидкофазного исходного подаваемого материала выпускают в зону реакции 28 для перемешивания с реакционной средой 36. Предпочтительно, чтобы, по меньшей мере, 2 отверстия для исходного подаваемого материала были бы разнесены по высоте друг относительно друга, по меньшей мере, приблизительно на 0,5D, более предпочтительно, по меньшей мере, приблизительно на 1,5D, а наиболее предпочтительно, по меньшей мере, на 3D. Однако предпочтительно, чтобы самое высокое отверстие для исходного подаваемого материала отстояло бы по высоте от самого нижнего отверстия для окислителя не более чем приблизительно на 0,75Н, 0,65L и/или 8D; более предпочтительно не более чем приблизительно на 0,5Н, 0,4L и/или 5D; а наиболее предпочтительно не более чем на 0,4Н, 0,35L и/или 4D.Referring again to FIG. 1, it can be said that it was found that in order to improve the distribution of an oxidizable compound (e.g., para-xylene) in the reaction medium 36, it was possible to achieve as a result of introducing a liquid-phase feed feed material into the reaction zone 28 in several positions spaced in height. Preferably, the liquid-phase feed stream is introduced into the reaction zone 28 using at least 3 holes for the feed source, more preferably at least 4 holes for the feed. As used herein, the term “feed source openings” should mean openings through which a liquid-phase feed feed is discharged into the reaction zone 28 to mix with the reaction medium 36. It is preferred that at least 2 feed openings the feed material would be spaced at least about 0.5 D in height relative to each other, more preferably at least about 1.5 D, and most preferably At least 3D. However, it is preferable that the tallest hole for the feed source is spaced no more than about 0.75 N, 0.65 L and / or 8 D in height from the lowest hole for the oxidizing agent; more preferably not more than about 0.5 N, 0.4 L and / or 5 D; and most preferably not more than 0.4H, 0.35L and / or 4D.

Несмотря на то что введение потока жидкофазного исходного подаваемого материала желательно проводить в нескольких позициях по высоте, также было обнаружено и то, что улучшенное распределение окисляемого соединения в реакционной среде 36 будет достигаться, если основную часть потока жидкофазного исходного подаваемого материала будут вводить в нижнюю половину реакционной среды 36 и/или зоны реакции 28. Предпочтительно в нижнюю половину реакционной среды 36 и/или зоны реакции 28 вводят, по меньшей мере, приблизительно 75% масс. от потока жидкофазного исходного подаваемого материала. Наиболее предпочтительно в нижнюю половину реакционной среды 36 и/или зоны реакции 28 вводят, по меньшей мере, 90% масс. от потока жидкофазного исходного подаваемого материала. В дополнение к этому предпочтительно, чтобы, по меньшей мере, приблизительно 30% масс. потока жидкофазного исходного подаваемого материала вводили бы в зону реакции 28 в пределах приблизительно 1,5D от самой нижней позиции по высоте, где в зону реакции 28 вводят поток окислителя. Данная самая нижняя позиция по высоте, где поток окислителя вводят в зону реакции 28, обычно находится в области нижней части барботера окислителя; однако в одном предпочтительном варианте реализации настоящего изобретения предусматривается широкий ассортимент альтернативных конфигураций, предназначенных для введения потока окислителя в зону реакции 28. Предпочтительно, по меньшей мере, приблизительно 50% масс. от жидкофазного исходного подаваемого материала вводят в пределах приблизительно 2,5D от самой нижней позиции по высоте, где в зону реакции 28 вводят поток окислителя. Предпочтительно, по меньшей мере, приблизительно 75% масс. от потока жидкофазного исходного подаваемого материала вводят в пределах приблизительно 5D от самой нижней позиции по высоте, где в зону реакции 28 вводят поток окислителя.Although it is desirable to carry out the introduction of the liquid-phase feed stream in several positions along the height, it has also been found that an improved distribution of the oxidizable compound in the reaction medium 36 will be achieved if the main part of the liquid-phase feed feed is introduced into the lower half of the reaction medium 36 and / or reaction zone 28. Preferably, at least about 75% of the mass is introduced into the lower half of reaction medium 36 and / or reaction zone 28. from a liquid-phase feed feed stream. Most preferably, at least 90% of the mass is introduced into the lower half of the reaction medium 36 and / or reaction zone 28. from a liquid-phase feed feed stream. In addition to this, it is preferable that at least about 30% of the mass. the liquid phase feed feed would be introduced into the reaction zone 28 within about 1.5 D from the lowest height position where an oxidizing stream is introduced into the reaction zone 28. This lowest position in height, where the oxidant stream is introduced into reaction zone 28, is usually located in the region of the lower portion of the oxidizer bubbler; however, in one preferred embodiment of the present invention, a wide range of alternative configurations is provided for introducing an oxidizing agent stream into reaction zone 28. Preferably, at least about 50% by weight. from the liquid-phase feed is introduced within approximately 2.5 D from the lowest position in height, where an oxidizing stream is introduced into reaction zone 28. Preferably, at least about 75% of the mass. from the liquid-phase feed stream is introduced within about 5D from the lowest position in height, where an oxidant stream is introduced into reaction zone 28.

Каждое отверстие для исходного подаваемого материала определяет реальное сечение, через которое выпускают исходный подаваемый материал. Предпочтительно, чтобы, по меньшей мере, приблизительно 30% от общей площади реального сечения всех впускных отверстий для исходного подаваемого материала располагались бы в пределах приблизительно 1,5D от самой нижней позиции по высоте, где в зону реакции 28 вводят поток окислителя. Предпочтительно, по меньшей мере, приблизительно 50% от общей площади реального сечения всех впускных отверстий для исходного подаваемого материала располагаются в пределах приблизительно 2,5D от самой нижней позиции по высоте, где в зону реакции 28 вводят поток окислителя. Предпочтительно, по меньшей мере, приблизительно 75% от общей площади реального сечения всех впускных отверстий для исходного подаваемого материала располагаются в пределах приблизительно 5D от самой нижней позиции по высоте, где в зону реакции 28 вводят поток окислителя.Each opening for the feed material determines a real cross-section through which the feed material is released. Preferably, at least about 30% of the total real cross-sectional area of all the feed inlet openings is within about 1.5 D from the lowest height position where an oxidizing stream is introduced into reaction zone 28. Preferably, at least about 50% of the total real cross-sectional area of all the feed inlet openings is within about 2.5 D from the lowest height position where an oxidizing stream is introduced into reaction zone 28. Preferably, at least about 75% of the total real cross-sectional area of all the feed inlet openings is within about 5D from the lowest height position where an oxidant stream is introduced into reaction zone 28.

Если обратиться опять к фиг.1, то можно сказать, что в одном варианте реализации настоящего изобретения впускные отверстия для исходного подаваемого материала 32а, b, c, d представляют собой просто последовательность из отверстий, выровненных по высоте по одной стороне корпуса 22. Данные отверстия для исходного подаваемого материала предпочтительно имеют по существу подобные диаметры, меньшие чем приблизительно 7 см, более предпочтительно находящиеся в диапазоне от приблизительно 0,25 до приблизительно 5 см, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 0,4 до 2 см. Барботажную колонну реакторного типа 20 предпочтительно оборудуют системой регулирования расхода для потока жидкофазного исходного подаваемого материала из каждого отверстия для исходного подаваемого материала. Такая система регулирования расхода предпочтительно включает индивидуальный клапан регулирования расхода 74а, b, c, d для каждого соответствующего впускного отверстия для исходного подаваемого материала 32а, b, c, d. В дополнение к этому предпочтительно, чтобы барботажная колонна реакторного типа 20 была бы оборудована системой регулирования расхода, которая позволяла бы, по меньшей мере, часть потока жидкофазного исходного подаваемого материала вводить в зону реакции 28 при повышенном расходе на единицу сечения потока во впускном отверстии, равном, по меньшей мере, приблизительно 2 м/с, более предпочтительно, по меньшей мере, приблизительно 5 м/с, еще более предпочтительно, по меньшей мере, приблизительно 6 м/с, а наиболее предпочтительно находящемся в диапазоне от 8 до 20 м/с. В соответствии с использованием в настоящем документе термин «расход на единицу сечения потока во впускном отверстии» обозначает усредненный по времени объемный расход для потока исходного подаваемого материала из отверстия для исходного подаваемого материала, поделенный на площадь отверстия для исходного подаваемого материала. Предпочтительно, по меньшей мере, приблизительно 50% масс. потока исходного подаваемого материала вводят в зону реакции 28 при повышенном расходе на единицу сечения потока во впускном отверстии. Наиболее предпочтительно по существу весь поток исходного подаваемого материала вводят в зону реакции 28 при повышенном расходе на единицу сечения потока во впускном отверстии.Referring again to FIG. 1, it can be said that in one embodiment of the present invention, the inlets for the feed material 32a, b, c, d are simply a sequence of holes aligned in height on one side of the housing 22. These holes for the feed, preferably have substantially similar diameters of less than about 7 cm, more preferably in the range of about 0.25 to about 5 cm, and most preferably in the range ONET from 0.4 to 2 cm. The bubble column reactor 20 is preferably equipped with a flow control system for the liquid-phase feed stream of material from each hole to the feed. Such a flow control system preferably includes an individual flow control valve 74a, b, c, d for each respective inlet for the feed material 32a, b, c, d. In addition, it is preferable that the bubble column reactor 20 be equipped with a flow control system that would allow at least a portion of the liquid-phase feed to be introduced into the reaction zone 28 at an increased flow rate per unit section of the flow in the inlet equal to at least about 2 m / s, more preferably at least about 5 m / s, even more preferably at least about 6 m / s, and most preferably in apazone from 8 to 20 m / s. As used herein, the term “flow rate per unit cross-section of the flow in the inlet” means a time-averaged volumetric flow rate for the flow of the feed material from the feed hole, divided by the area of the feed hole. Preferably, at least about 50% of the mass. the feed stream is introduced into the reaction zone 28 at an increased flow rate per unit section of the flow in the inlet. Most preferably, substantially the entire feed stream is introduced into the reaction zone 28 at an increased flow rate per unit cross-section of the flow in the inlet.

Если обратиться теперь к фиг.6-7, то можно сказать, что на них проиллюстрирована альтернативная система введения в зону реакции 28 потока жидкофазного исходного подаваемого материала. В данном варианте реализации поток исходного подаваемого материала вводят в зону реакции 28 на четырех различных уровнях по высоте. На каждом уровне по высоте оборудуют соответствующую систему распределения исходного подаваемого материала 76а, b, c, d. Каждая система распределения исходного подаваемого материала 76 включает основной канал для исходного подаваемого материала 78 и коллектор 80. Каждый коллектор 80 снабжают, по меньшей мере, двумя выпускными отверстиями 82, 84, соединенными с соответствующими вставными каналами 86, 88, которые проходят в зону реакции 28 корпуса 22. Каждый вставной канал 86, 88 характеризуется наличием соответствующего отверстия для исходного подаваемого материала 87, 89, предназначенного для выпуска потока исходного подаваемого материала в зону реакции 28. Отверстия для исходного подаваемого материала 87, 89 предпочтительно имеют по существу подобные диаметры, меньшие чем приблизительно 7 см, более предпочтительно находящиеся в диапазоне от приблизительно 0,25 до приблизительно 5 см, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 0,4 до 2 см. Предпочтительно, чтобы отверстия для исходного подаваемого материала 87, 89 в каждой системе распределения исходного подаваемого материала 76а, b, c, d были бы расположены по диаметру друг напротив друга таким образом, чтобы поток исходного подаваемого материала вводить в зону реакции 28 в противоположных направлениях. Кроме того, предпочтительно, чтобы расположенные по диаметру друг напротив друга отверстия для исходного подаваемого материала 86, 88 соседних систем распределения исходного подаваемого материала 76 были бы ориентированы с поворотом на угол 90° друг по отношению к другу. В ходе функционирования поток жидкофазного исходного подаваемого материала загружают в основной канал для исходного подаваемого материала 78, а после этого он поступает в коллектор 80. Коллектор 80 равномерно распределяет поток исходного подаваемого материала для одновременного введения с противоположных сторон реактора 20 через отверстия для исходного подаваемого материала 87, 89.If we turn now to Fig.6-7, we can say that they illustrated an alternative system for introducing into the reaction zone 28 a stream of liquid-phase initial feed material. In this embodiment, the feed stream is introduced into reaction zone 28 at four different levels in height. At each level in height, an appropriate distribution system of the feed material 76a, b, c, d is equipped. Each feed distribution system 76 includes a main passage for feed 78 and a manifold 80. Each manifold 80 is provided with at least two outlets 82, 84 connected to respective insertion channels 86, 88 that extend into the reaction zone 28 casing 22. Each insertion channel 86, 88 is characterized by the presence of a corresponding hole for the feed material 87, 89, designed to discharge the flow of the feed material into the reaction zone 28. Holes for I of the feed material 87, 89 preferably have substantially similar diameters of less than about 7 cm, more preferably in the range of about 0.25 to about 5 cm, and most preferably in the range of 0.4 to 2 cm. Preferably, so that the openings for the feed material 87, 89 in each distribution system of the feed material 76a, b, c, d are diametrically opposed to each other so that the feed stream is introduced into the ktsii 28 in opposite directions. In addition, it is preferable that the diametrically opposed openings for the feed source 86, 88 of the adjacent feed distribution systems 76 are oriented 90 degrees to each other. During operation, the liquid-phase feed feed is loaded into the main channel for feed feed 78, and then it enters the manifold 80. The collector 80 evenly distributes the feed feed for simultaneous introduction from opposite sides of the reactor 20 through the openings for the feed feed 87 , 89.

Фиг.8 иллюстрирует альтернативную конфигурацию, где каждую систему распределения исходного подаваемого материала 76 оборудуют байонетными трубами 90, 92, а не вставными каналами 86, 88 (продемонстрированными на фиг.7). Байонетные трубы 90, 92 проходят в зону реакции 28 и включают множество небольших отверстий для исходного подаваемого материала 94, 96, предназначенных для выпуска жидкофазного исходного подаваемого материала в зону реакции 28. Предпочтительно, чтобы небольшие отверстия для исходного подаваемого материала 94, 96 у байонетных труб 90, 92 имели бы по существу одни и те же диаметры, меньшие чем приблизительно 50 мм, более предпочтительно находящиеся в диапазоне от приблизительно 2 до приблизительно 25 мм, а наиболее предпочтительно от 4 до 15 мм.FIG. 8 illustrates an alternative configuration where each distribution system of the feed feed 76 is equipped with bayonet tubes 90, 92 rather than plug-in channels 86, 88 (shown in FIG. 7). The bayonet tubes 90, 92 extend into the reaction zone 28 and include a plurality of small openings for the feed source 94, 96 for discharging the liquid phase feed into the reaction zone 28. It is preferred that the small holes for the feed 94, 96 of the bayonet feed 90, 92 would have substantially the same diameters smaller than about 50 mm, more preferably in the range of from about 2 to about 25 mm, and most preferably from 4 to 15 mm.

Фиг.9-11 иллюстрируют альтернативную систему распределения исходного подаваемого материала 100. Система распределения исходного подаваемого материала 100 обеспечивает введение потока жидкофазного исходного подаваемого материала через множество разнесенных по высоте и разнесенных в боковом направлении позиций без возникновения потребности в наличии нескольких позиций подачи сквозь боковую стенку барботажной колонны реакторного типа 20. Система введения исходного подаваемого материала 100 в общем случае включает единственный канал впускного отверстия 102, магистраль 104, множество вертикальных распределительных труб 106, механизм, создающий боковую опору, 108, и механизм, создающий вертикальную опору, 110. Канал впускного отверстия 102 проникает через боковую стенку основы 46 корпуса 22. Канал впускного отверстия 102 через текучую среду соединяется с магистралью 104. Магистраль 104 равномерно распределяет поток исходного подаваемого материала, поступающий из канала впускного отверстия 102, между вертикальными распределительными трубами 106. Каждая распределительная труба 106 имеет множество разнесенных по высоте отверстий для исходного подаваемого материала 112а, b, c, d, предназначенных для выпуска потока исходного подаваемого материала в зону реакции 28. Механизм, создающий боковую опору, 108 соединяется с каждой распределительной трубой 106 и предотвращает возникновение относительного бокового перемещения распределительных труб 106. Механизм, создающий вертикальную опору, 110 предпочтительно соединяется с механизмом, создающим боковую опору, 108 и верхом барботера окислителя 34. Механизм, создающий вертикальную опору, 110 по существу предотвращает возникновение вертикального перемещения распределительных труб 106 в зоне реакции 28. Предпочтительно, чтобы отверстия для исходного подаваемого материала 112 имели бы по существу одни и те же диаметры, меньшие чем приблизительно 50 мм, более предпочтительно находящиеся в диапазоне от приблизительно 2 до приблизительно 25 мм, а наиболее предпочтительно от 4 до 15 мм. Разнесение по высоте отверстий для исходного подаваемого материала 112 в системе распределения исходного подаваемого материала 100, проиллюстрированной на фиг. 9-11, может быть по существу тем же самым, что и описанное выше, в том, что касается системы распределения исходного подаваемого материала фиг.1.Figures 9-11 illustrate an alternative feed distribution system 100. Feed distribution system 100 provides a liquid-phase feed feed through a plurality of vertically spaced and laterally spaced positions without the need for multiple feed positions through the bubble wall reactor type columns 20. The feed introduction system 100 generally includes a single inlet channel hole 102, line 104, a plurality of vertical distribution pipes 106, a side support mechanism 108, and a vertical support mechanism 110. The inlet channel 102 penetrates the side wall of the base 46 of the housing 22. The inlet channel 102 through the fluid connects to line 104. Line 104 evenly distributes the feed stream from the inlet channel 102 between the vertical distribution pipes 106. Each distribution pipe 106 has a plurality a plurality of height-spaced openings for the feed material 112a, b, c, d intended to discharge the feed stream into the reaction zone 28. The side support mechanism 108 is connected to each distribution pipe 106 and prevents the occurrence of relative lateral movement of the distribution pipes 106. The vertical support mechanism 110 is preferably coupled to the lateral support mechanism 108 and the top of the oxidizer bubbler 34. The vertical support mechanism 110 at su This prevents the vertical movement of the distribution pipes 106 in the reaction zone 28. Preferably, the openings for the feed material 112 would have substantially the same diameters of less than about 50 mm, more preferably in the range of about 2 to about 25 mm and most preferably from 4 to 15 mm. The height spacing of the openings for the feed source 112 in the distribution system of the feed source 100 illustrated in FIG. 9-11 may be essentially the same as described above with respect to the distribution system of the feed material of FIG. 1.

Было обнаружено то, что схемы течения реакционной среды во многих барботажных реакторных колоннах могут позволить осуществить неравномерное азимутальное распределение окисляемого соединения в реакционной среде, в особенности тогда, когда окисляемое соединение, главным образом, вводят по одной стороне реакционной среды. В соответствии с использованием в настоящем документе термин «азимутальный» должен обозначать угол или разнесение по окружности относительно вертикальной продольной оси зоны реакции. В соответствии с использованием в настоящем документе «вертикальный» должен обозначать нахождение в пределах 45° от вертикали. В одном варианте реализации настоящего изобретения поток исходного подаваемого материала, содержащий окисляемое соединение (например, пара-ксилол), в зону реакции вводят через множество разнесенных по азимуту отверстий для исходного подаваемого материала. Данные разнесенные по азимуту отверстия для исходного подаваемого материала могут способствовать предотвращению возникновения в реакционной среде областей избыточно высоких и избыточно низких концентраций окисляемого соединения. Различные системы введения исходного подаваемого материала, проиллюстрированные на фиг.6-11, представляют собой примеры систем, которые обеспечивают наличие надлежащего разнесения по азимуту для отверстий для исходного подаваемого материала.It has been found that the flow patterns of the reaction medium in many bubble column reactors can allow for an uneven azimuthal distribution of the oxidizable compound in the reaction medium, especially when the oxidizable compound is mainly introduced on one side of the reaction medium. As used herein, the term “azimuthal” shall mean an angle or spacing around a circle with respect to the vertical longitudinal axis of the reaction zone. As used herein, “vertical” shall mean being within 45 ° of the vertical. In one embodiment of the present invention, a feed stream containing an oxidizable compound (e.g., para-xylene) is introduced into the reaction zone through a plurality of azimuthally spaced openings for the feed. These azimuthally spaced openings for the feed feed can help prevent regions of excessively high and excessively low concentrations of oxidizable compound from occurring in the reaction medium. The various feed introduction systems illustrated in FIGS. 6-11 are examples of systems that provide proper azimuth spacing for feed openings.

Если обратиться опять к фиг.7, то можно сказать, что для того, чтобы получить количественные характеристики для разнесенного по азимуту введения потока жидкофазного исходного подаваемого материала в реакционную среду, реакционную среду можно теоретически разделить на четыре вертикальных азимутальных квадранта «Q₁, Q₂, Q₃, Q₄» с приблизительно равным объемом. Данные азимутальные квадранты «Q₁, Q₂, Q₃, Q₄» определяются парой воображаемых пересекающихся перпендикулярных вертикальных плоскостей «Р₁, Р₂», выходящих за пределы максимального вертикального размера и максимального радиального размера реакционной среды. Если реакционная среда будет содержаться в цилиндрической емкости, то тогда линия пересечения воображаемых пересекающихся вертикальных плоскостей Р₁, Р₂ будет приблизительно совпадать с вертикальной центральной линией цилиндра, а каждый азимутальный квадрант Q₁, Q₂, Q₃, Q₄ будет представлять собой в общем случае клиновидный вертикальный объем, имеющий высоту, равную высоте реакционной среды. Предпочтительно, чтобы существенную часть окисляемого соединения выпускали бы в реакционную среду через отверстия для исходного подаваемого материала, расположенные, по меньшей мере, в двух различных азимутальных квадрантах.Referring again to Fig. 7, we can say that in order to obtain quantitative characteristics for the azimuthally spaced introduction of the liquid-phase feed stream into the reaction medium, the reaction medium can theoretically be divided into four vertical azimuthal quadrants "Q ₁ , Q ₂ , Q ₃ , Q ₄ ”with approximately equal volume. These azimuthal quadrants "Q ₁ , Q ₂ , Q ₃ , Q ₄ " are determined by a pair of imaginary intersecting perpendicular vertical planes "P ₁ , P ₂ " that go beyond the maximum vertical size and maximum radial size of the reaction medium. If the reaction medium is contained in a cylindrical vessel, then the line of intersection of the imaginary intersecting vertical planes P ₁ , P ₂ will approximately coincide with the vertical center line of the cylinder, and each azimuthal quadrant Q ₁ , Q ₂ , Q ₃ , Q ₄ will be in generally a wedge-shaped vertical volume having a height equal to the height of the reaction medium. Preferably, a substantial portion of the oxidizable compound is discharged into the reaction medium through openings for the feed material located in at least two different azimuthal quadrants.

В предпочтительном варианте реализации настоящего изобретения через отверстия для исходного подаваемого материала, которые могут располагаться в одном азимутальном квадранте, в реакционную среду выпускают не более чем приблизительно 80% масс. от окисляемого соединения. Более предпочтительно через отверстия для исходного подаваемого материала, которые могут располагаться в одном азимутальном квадранте, в реакционную среду выпускают не более чем приблизительно 60% масс. от окисляемого соединения. Наиболее предпочтительно через отверстия для исходного подаваемого материала, которые могут располагаться в одном азимутальном квадранте, в реакционную среду выпускают не более чем приблизительно 40% масс. от окисляемого соединения. Данные параметры для азимутального распределения окисляемого соединения измеряют тогда, когда азимутальные квадранты будут азимутально ориентированы таким образом, чтобы в один из азимутальных квадрантов обеспечить выпуск максимально возможного количества окисляемого соединения. Например, если общий поток исходного подаваемого материала будут выпускать в реакционную среду через два отверстия для исходного подаваемого материала, которые будут азимутально разнесены друг от друга на 89°, то тогда для целей определения азимутального распределения в четырех азимутальных квадрантах 100% масс. потока исходного подаваемого материала будут выпускать в реакционную среду в одном азимутальном квадранте, поскольку азимутальные квадранты могут быть азимутально ориентированы таким образом, чтобы оба отверстия для исходного подаваемого материала были бы расположены в одном азимутальном квадранте.In a preferred embodiment of the present invention, no more than about 80% of the mass is released into the reaction medium through openings for the feed material that can be located in the same azimuthal quadrant. from an oxidizable compound. More preferably, no more than about 60% of the mass is discharged into the reaction medium through openings for the feed material, which may be located in the same azimuthal quadrant. from an oxidizable compound. Most preferably, no more than about 40% of the mass is discharged into the reaction medium through openings for the feed material, which may be located in the same azimuthal quadrant. from an oxidizable compound. These parameters for the azimuthal distribution of the oxidizable compound are measured when the azimuthal quadrants are azimuthally oriented so that the maximum possible amount of oxidizable compound is released into one of the azimuthal quadrants. For example, if the total flow of the feed material will be released into the reaction medium through two openings for the feed material, which will be 89 ° azimuthally apart, then for the purpose of determining the azimuthal distribution in 100 azimuthal quadrants, 100% by weight. the feed stream will be discharged into the reaction medium in one azimuthal quadrant, since the azimuthal quadrants can be azimuthally oriented so that both openings for the feed are in the same azimuthal quadrant.

В дополнение к преимуществам, связанным с надлежащим азимутальным разнесением отверстий для исходного подаваемого материала, также было обнаружено и то, что в барботажной колонне реакторного типа существенным может являться также и надлежащее радиальное разнесение отверстий для исходного подаваемого материала. Предпочтительно, чтобы существенную часть окисляемого соединения, вводимого в реакционную среду, выпускали бы через отверстия для исходного подаваемого материала, которые радиально разнесены в направлении извне вовнутрь от боковой стенки емкости. Таким образом, в одном варианте реализации настоящего изобретения существенная часть окисляемого соединения поступает в зону реакции через отверстия для исходного подаваемого материала, расположенные в «предпочтительной радиальной зоне для исходного подаваемого материала», которая простирается в направлении извне вовнутрь от вертикальных боковых стенок, определяющих зону реакции.In addition to the advantages associated with proper azimuthal hole spacing for the feed feed, it has also been found that proper radial hole spacing for the feed feed can also be significant in a bubble column reactor. Preferably, a substantial portion of the oxidizable compound introduced into the reaction medium is discharged through openings for the feed material, which are radially spaced from the outside inward from the side wall of the vessel. Thus, in one embodiment of the present invention, a substantial portion of the oxidizable compound enters the reaction zone through openings for the feed material located in a “preferred radial zone for the feed material” that extends from the inside inward from the vertical side walls defining the reaction zone .

Если обратиться опять к фиг.7, то можно сказать, что предпочтительная радиальная зона для исходного подаваемого материала «FZ» может принимать форму теоретического вертикального цилиндра, центрированного в зоне реакции 28 и имеющего внешний диаметр «D_O», равный 0,9D, где «D» представляет собой диаметр зоны реакции 28. Таким образом, внешнее кольцевое пространство «ОА», имеющее толщину 0,05D, определяется областью в промежутке между предпочтительной радиальной зоной для исходного подаваемого материала FZ и внутренней стороной боковой стенки, определяющей зону реакции 28. Предпочтительно, чтобы через отверстия для исходного подаваемого материала, расположенные в данном внешнем кольцевом пространстве ОА, в зону реакции 28 вводили бы незначительное количество окисляемого соединения или его не вводили бы вообще.Referring again to FIG. 7, it can be said that the preferred radial zone for the feed material “FZ” may take the form of a theoretical vertical cylinder centered in the reaction zone 28 and having an outer diameter “D _O ” of 0.9 D, where “D” represents the diameter of the reaction zone 28. Thus, the outer annular space “OA” having a thickness of 0.05D is determined by the region between the preferred radial zone for the feed material FZ and the inner side of the side wall, defined which feeds the reaction zone 28. It is preferable that a small amount of the oxidizable compound is introduced into the reaction zone 28 through the openings for the feed material located in this outer annular space OA, or not at all.

В еще одном варианте реализации предпочтительно, чтобы незначительное количество окисляемого соединения вводили бы в центр зоны реакции 28 или туда не вводили бы его вообще. Таким образом, как проиллюстрировано на фиг.8, предпочтительная радиальная зона для исходного подаваемого материала FZ может принимать форму теоретического вертикального кольцевого пространства, центрированного в зоне реакции 28, имеющего внешний диаметр D_O, равный 0,9D, и имеющего внутренний диаметр D_I, равный 0,2D. Таким образом, в данном варианте реализации из центра предпочтительной радиальной зоны для исходного подаваемого материала FZ «вырезают» внутренний цилиндр IC, имеющий диаметр 0,2D. Предпочтительно, чтобы через отверстия для исходного подаваемого материала, расположенные в данном внутреннем цилиндре IC, в зону реакции 28 вводили бы незначительное количество окисляемого соединения или его не вводили бы вообще.In yet another embodiment, it is preferable that a small amount of the oxidizable compound be introduced into the center of reaction zone 28 or not be introduced therein at all. Thus, as illustrated in FIG. 8, the preferred radial zone for the feed source FZ can take the form of a theoretical vertical annular space centered in the reaction zone 28 having an outer diameter D _{O of} 0.9 D and an inner diameter D _I , equal to 0.2D. Thus, in this embodiment, an inner cylinder IC having a diameter of 0.2D is “cut out” from the center of the preferred radial zone for the feed source FZ. Preferably, a small amount of oxidizable compound is introduced into the reaction zone 28 through openings for the feed material located in this inner cylinder IC, or not at all.

В предпочтительном варианте реализации настоящего изобретения существенную часть окисляемого соединения в реакционную среду 36 вводят через отверстия для исходного подаваемого материала, расположенные в предпочтительной радиальной зоне для исходного подаваемого материала, вне зависимости от того, будет ли предпочтительная радиальная зона для исходного подаваемого материала иметь цилиндрическую или кольцевую формы, описанные выше. Более предпочтительно через отверстия для исходного подаваемого материала, расположенные в предпочтительной радиальной зоне для исходного подаваемого материала, в реакционную среду 36 выпускают, по меньшей мере, приблизительно 25% масс. окисляемого соединения. Еще более предпочтительно через отверстия для исходного подаваемого материала, расположенные в предпочтительной радиальной зоне для исходного подаваемого материала, в реакционную среду 36 выпускают, по меньшей мере, приблизительно 50% масс. окисляемого соединения. Наиболее предпочтительно через отверстия для исходного подаваемого материала, расположенные в предпочтительной радиальной зоне для исходного подаваемого материала, в реакционную среду 36 выпускают, по меньшей мере, 75% масс. окисляемого соединения.In a preferred embodiment of the present invention, a substantial portion of the oxidizable compound is introduced into the reaction medium 36 through openings for the feed material located in the preferred radial zone for the feed material, regardless of whether the preferred radial zone for the feed material is cylindrical or annular the forms described above. More preferably, at least about 25% of the mass is discharged through openings for the feed feed located in a preferred radial zone for the feed feed to the reaction medium 36. oxidizable compounds. Even more preferably, at least about 50% of the mass is discharged through openings for the feed material located in a preferred radial zone for the feed material into the reaction medium 36. oxidizable compounds. Most preferably, at least 75% of the mass is discharged through openings for the feed feed located in a preferred radial zone for the feed feed to the reaction medium 36. oxidizable compounds.

Несмотря на то что теоретические азимутальные квадранты и теоретическая предпочтительная радиальная зона для исходного подаваемого материала, проиллюстрированные на фиг.7 и 8, описываются со ссылкой на распределение потока жидкофазного исходного подаваемого материала, было обнаружено то, что надлежащее азимутальное и радиальное распределение потока газофазного окислителя также может обеспечить достижение определенных преимуществ. Таким образом, в одном варианте реализации настоящего изобретения описание азимутального и радиального распределения потока жидкофазного исходного подаваемого материала, представленное выше, относится также и к способу, по которому в реакционную среду 36 вводят поток газофазного окислителя.Although the theoretical azimuthal quadrants and the theoretical preferred radial zone for the feed source, illustrated in FIGS. 7 and 8, are described with reference to the flow distribution of the liquid phase feed, it was found that the proper azimuthal and radial distribution of the gas phase oxidizer flow is also can provide certain benefits. Thus, in one embodiment of the present invention, the description of the azimuthal and radial distribution of the liquid-phase feed feed stream presented above also relates to a method by which a gas-phase oxidizer stream is introduced into the reaction medium 36.

Если обратиться теперь к фиг.12-15, то можно сказать, что на них проиллюстрирован альтернативный барботер окислителя 200 как в общем случае включающий кольцевой элемент 202 и пару каналов для ввода окислителя 204, 206. Барботер окислителя 200 с фиг.12-15 подобен барботеру окислителя 34 с фиг.1-11 при следующих далее трех основных различиях: (1) барботер окислителя 200 не включает диагонального поперечного элемента; (2) верхняя часть кольцевого элемента 202 не имеет отверстий для выпуска окислителя в направлении снизу вверх; (3) барботер окислителя 200 имеет намного больше отверстий в нижней части кольцевого элемента 202.Turning now to Figs. the oxidizer bubbler 34 of FIGS. 1-11 with the following three main differences: (1) the oxidizer bubbler 200 does not include a diagonal transverse element; (2) the upper part of the annular element 202 has no holes for the release of the oxidizing agent in the direction from the bottom up; (3) the oxidizer bubbler 200 has many more holes in the lower part of the annular element 202.

Как, может быть, наилучшим образом проиллюстрировано на фиг.14 и 15, нижняя часть кольца барботера окислителя 202 характеризуется наличием множества отверстий для окислителя 208. Отверстия для окислителя 208 предпочтительно имеют такую конфигурацию, что, по меньшей мере, приблизительно 1% от общей площади реального сечения, определенного отверстиями для окислителя 208, располагается ниже центральной линии 210 (фиг.15) кольцевого элемента 202, где центральная линия 210 располагается на уровне по высоте для средней точки объема кольцевого элемента 202. Более предпочтительно, по меньшей мере, приблизительно 5% от общей площади реального сечения, определенного всеми отверстиями для окислителя 208, располагаются ниже центральной линии 210, при этом, по меньшей мере, приблизительно 2% от общей площади реального сечения определяются отверстиями 208, которые обеспечивают выпуск потока окислителя в общем случае в направлении сверху вниз в пределах приблизительно 30° от вертикали. Еще более предпочтительно, по меньшей мере, приблизительно 20% от общей площади реального сечения, определенного всеми отверстиями для окислителя 208, располагаются ниже центральной линии 210, при этом, по меньшей мере, приблизительно 10% от общей площади реального сечения определяются отверстиями 208, которые обеспечивают выпуск потока окислителя в общем случае в направлении сверху вниз в пределах 30° от вертикали. Наиболее предпочтительно, по меньшей мере, приблизительно 75% от общей площади реального сечения, определенного всеми отверстиями для окислителя 208, располагаются ниже центральной линии 210, при этом, по меньшей мере, приблизительно 40% от общей площади реального сечения определяются отверстиями 208, которые обеспечивают выпуск потока окислителя в общем случае в направлении сверху вниз в пределах 30° от вертикали. Доля от общей площади реального сечения, определенной всеми отверстиями для окислителя 208, которые располагаются выше центральной линии 210, предпочтительно составляет величину, меньшую, чем приблизительно 75%, более предпочтительно меньшую, чем приблизительно 50%, еще более предпочтительно меньшую, чем приблизительно 25%, а наиболее предпочтительно меньшую, чем 5%.As may be best illustrated in FIGS. 14 and 15, the bottom of the oxidizer bubbler ring 202 is characterized by a plurality of holes for the oxidizer 208. The holes for the oxidizer 208 are preferably configured so that at least about 1% of the total area the actual cross section defined by the holes for the oxidizing agent 208 is located below the center line 210 (FIG. 15) of the ring element 202, where the center line 210 is located at a height level for the midpoint of the volume of the ring element 202. Bo it is preferably at least about 5% of the total real cross-sectional area defined by all openings for the oxidizing agent 208, are located below the center line 210, while at least about 2% of the total real cross-sectional area is determined by the openings 208 that provide the release of the oxidant stream is generally in a downward direction within about 30 ° from the vertical. Even more preferably, at least about 20% of the total real cross-sectional area defined by all the openings for the oxidizing agent 208 are located below the center line 210, while at least about 10% of the total real cross-sectional area is determined by the openings 208, which provide the release of the flow of oxidizing agent in the General case in the direction from top to bottom within 30 ° from the vertical. Most preferably, at least about 75% of the total real cross-sectional area defined by all the openings for the oxidizing agent 208 are located below the center line 210, with at least about 40% of the total real cross-sectional area being determined by the openings 208 that provide the release of the oxidizing stream is generally in a downward direction within 30 ° from the vertical. The fraction of the total real cross-sectional area defined by all of the oxidant openings 208 that are located above the center line 210 is preferably less than about 75%, more preferably less than about 50%, even more preferably less than about 25% and most preferably less than 5%.

Как проиллюстрировано на фиг.14 и 15, отверстия для окислителя 208 включают отверстия, обращенные книзу, 208а и отверстия, ориентированные под углом, 208b. Отверстия, обращенные книзу, 208а имеют конфигурацию, обеспечивающую выпуск потока окислителя в общем случае в направлении сверху вниз под углом в пределах приблизительно 30° от вертикали, более предпочтительно в пределах приблизительно 15° от вертикали, а наиболее предпочтительно в пределах 5° от вертикали. Отверстия, ориентированные под углом, 208b имеют конфигурацию, обеспечивающую выпуск потока окислителя в общем случае в направлении изнутри наружу и сверху вниз под углом «А», который находится в диапазоне от приблизительно 15 до приблизительно 75° от вертикали, более предпочтительно угол А находится в диапазоне от приблизительно 30 до приблизительно 60° от вертикали, а наиболее предпочтительно угол А находится в диапазоне от 40 до 50° от вертикали.As illustrated in FIGS. 14 and 15, the holes for the oxidizing agent 208 include holes facing downward, 208a and holes oriented at an angle, 208b. The downward-facing openings 208a are configured to allow the oxidizing agent to flow out generally in a top-down direction at an angle within about 30 ° from the vertical, more preferably within about 15 ° from the vertical, and most preferably within 5 ° from the vertical. The openings oriented at an angle 208b are configured to allow the oxidizing stream to flow out generally from the inside out and from top to bottom at an angle “A” that is in the range of about 15 to about 75 ° from the vertical, more preferably angle A is in a range of from about 30 to about 60 ° from the vertical, and most preferably, the angle A is in the range from 40 to 50 ° from the vertical.

Предпочтительно, чтобы по существу все отверстия для окислителя 208 имели бы приблизительно один и тот же диаметр. Диаметр отверстий для окислителя 208 предпочтительно находится в диапазоне от приблизительно 2 до приблизительно 300 мм, более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 4 до приблизительно 120 мм, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 8 до 60 мм. Общее количество отверстий для окислителя 208 в кольцевом элементе 202 выбирают в соответствии с критериями низкого падения давления, детально описанными далее. Предпочтительно общее количество отверстий для окислителя 208, сформированных в кольцевом элементе 202, составляет, по меньшей мере, приблизительно 10, более предпочтительно общее количество отверстий для окислителя 208 составляет величину в диапазоне от приблизительно 20 до приблизительно 200, а наиболее предпочтительно общее количество отверстий для окислителя 208 составляет величину в диапазоне от 40 до 100.It is preferred that substantially all of the openings for the oxidizing agent 208 have approximately the same diameter. The diameter of the holes for the oxidizing agent 208 is preferably in the range of from about 2 to about 300 mm, more preferably in the range of from about 4 to about 120 mm, and most preferably in the range of from 8 to 60 mm. The total number of openings for the oxidizing agent 208 in the ring member 202 is selected in accordance with the low pressure drop criteria described in detail below. Preferably, the total number of holes for oxidizing agent 208 formed in the ring member 202 is at least about 10, more preferably the total number of holes for oxidizing agent 208 is in the range of about 20 to about 200, and most preferably the total number of holes for oxidizing agent 208 is a value in the range of 40 to 100.

Несмотря на то что фиг.12-15 иллюстрируют очень конкретную конфигурацию барботера окислителя 200, в настоящий момент следует отметить то, что для достижения преимуществ, описанных в настоящем документе, может быть использован широкий ассортимент конфигураций барботеров окислителя. Например, барботер окислителя необязательно должен иметь конфигурацию восьмиугольного кольцевого элемента, проиллюстрированную на фиг.12-13. Вместо этого возможно, чтобы барботер окислителя был бы получен из любой конфигурации канала (каналов) для течения, который использует множество пространственно разнесенных отверстий, предназначенных для выпуска потока окислителя. Размер, количество и направление выпуска, характеризующие отверстия для окислителя в канале для течения, предпочтительно находятся в пределах приведенных выше диапазонов. Кроме того, барботер окислителя предпочтительно имеет конфигурацию, обеспечивающую азимутальное и радиальное распределение молекулярного кислорода, описанное выше.Although FIGS. 12-15 illustrate a very specific configuration of the oxidizer bubbler 200, it should be noted at this point that a wide range of oxidizer bubbler configurations can be used to achieve the advantages described herein. For example, the oxidizer bubbler does not have to have the configuration of the octagonal ring element illustrated in FIGS. 12-13. Instead, it is possible for the oxidizer bubbler to be obtained from any configuration of the flow channel (s) that uses a plurality of spatially spaced openings for discharging the oxidant stream. The size, quantity and direction of discharge characterizing the openings for the oxidizing agent in the flow channel are preferably within the above ranges. In addition, the oxidizer bubbler is preferably configured to provide the azimuthal and radial distribution of molecular oxygen described above.

Вне зависимости от конкретной конфигурации барботера окислителя предпочтительно, чтобы барботер окислителя имел бы физическую конфигурацию и функционировал бы в соответствии со способом, который обеспечивает сведение к минимуму падения давления, связанное с выпуском потока окислителя из канала (каналов) для течения через отверстия для окислителя в зону реакции. Такое падение давления рассчитывают в виде усредненного по времени статического давления потока окислителя внутри канала для течения на впускных отверстиях для окислителя 66а, b барботера окислителя минус усредненное по времени статическое давление в зоне реакции на уровне по высоте, где половину потока окислителя вводят выше данной позиции по высоте, а половину потока окислителя вводят ниже данной позиции по высоте. В предпочтительном варианте реализации настоящего изобретения усредненное по времени падение давления, связанное с выпуском потока окислителя из барботера окислителя, составляет величину, меньшую, чем приблизительно 0,3 МПа, более предпочтительно меньшую, чем приблизительно 0,2 МПа, еще более предпочтительно меньшую, чем приблизительно 0,1 МПа, а наиболее предпочтительно меньшую, чем 0,05 МПа. В предпочтительных условиях функционирования барботажной колонны реакторного типа, описанной в настоящем документе, давление потока окислителя внутри канала (каналов) для течения барботера окислителя предпочтительно находится в диапазоне от приблизительно 0,35 до приблизительно 1 МПа, более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 0,45 до приблизительно 0,85 МПа, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 0,5 до 0,7 МПа.Regardless of the specific configuration of the oxidizer bubbler, it is preferable that the oxidizer bubbler be physically configured and function in accordance with a method that minimizes the pressure drop associated with the release of the oxidizer stream from the channel (s) for flow through the oxidizer openings into the zone reactions. Such a pressure drop is calculated as the time-averaged static pressure of the oxidizer flow inside the channel for flow at the inlet openings for the oxidizer 66a, b of the oxidizer bubbler minus the time-averaged static pressure in the reaction zone at a height level where half of the oxidizer flow is introduced above this position over height, and half the flow of oxidizing agent is introduced below this position in height. In a preferred embodiment of the present invention, the time-average pressure drop associated with the release of the oxidant stream from the oxidizer bubbler is less than about 0.3 MPa, more preferably less than about 0.2 MPa, even more preferably less than about 0.1 MPa, and most preferably less than 0.05 MPa. Under the preferred operating conditions of the reactor bubbler column described herein, the pressure of the oxidizer stream inside the channel (s) for the oxidizer bubbler is preferably in the range of about 0.35 to about 1 MPa, more preferably in the range of about 0.45 to approximately 0.85 MPa, and most preferably in the range from 0.5 to 0.7 MPa.

Как упоминалось ранее, в том, что касается конфигурации барботера окислителя, проиллюстрированной на фиг.2-5, может казаться желательным непрерывное или периодическое промывание барботера окислителя жидкостью (например, уксусной кислотой, водой и/или пара-ксилолом) для предотвращения возникновения обрастания барботера окислителя отложениями твердой фазы. В случае использования такого промывания жидкостью предпочтительно, чтобы в течение, по меньшей мере, одного периода продолжительностью, большей, чем одна минута каждый день, через барботер окислителя и из отверстий для окислителя перепускали бы эффективное количество жидкости (то есть не просто незначительное количество капель жидкости, которые естественным образом могут присутствовать в потоке окислителя). Если из барботера окислителя непрерывно или периодически будут выпускать жидкость, то тогда предпочтительно, чтобы усредненное по времени соотношение между массовым расходом жидкости через барботер окислителя и массовым расходом молекулярного кислорода через барботер окислителя находилось бы в диапазоне от приблизительно 0,05:1 до приблизительно 30:1 или в диапазоне от приблизительно 0,1:1 до приблизительно 2:1 или даже в диапазоне от 0,2:1 до 1:1.As previously mentioned, with regard to the configuration of the oxidizer bubbler illustrated in FIGS. 2-5, it may seem desirable to continuously or periodically rinse the oxidizer bubbler with a liquid (e.g., acetic acid, water and / or para-xylene) to prevent bubbler fouling oxidizing agent solid deposits. In the case of using such a washing with liquid, it is preferable that for at least one period of more than one minute every day an effective amount of liquid is passed through the oxidizer bubbler and from the oxidizer openings (i.e., not just a small amount of liquid drops which may naturally be present in the oxidant stream). If liquid is continuously or periodically discharged from the oxidizer bubbler, then it is preferable that the time-averaged ratio between the mass flow rate of the liquid through the oxidizer bubbler and the mass flow rate of molecular oxygen through the oxidizer bubbler be in the range from about 0.05: 1 to about 30: 1 or in the range of about 0.1: 1 to about 2: 1, or even in the range of 0.2: 1 to 1: 1.

В одном варианте реализации настоящего изобретения значительную часть окисляемого соединения (например, пара-ксилола) можно вводить в зону реакции через барботер окислителя. В такой конфигурации предпочтительно, чтобы выпуск окисляемого соединения и молекулярного кислорода из барботера окислителя происходил бы через одни и те же отверстия в барботере окислителя. Как отмечалось выше, окисляемое соединение обычно представляет собой жидкость при STP. Поэтому в данном варианте реализации из барботера окислителя можно выпускать двухфазный поток, при этом жидкая фаза будет содержать окисляемое соединение, а газовая фаза будет содержать молекулярный кислород. Однако необходимо понимать, что во время выпуска из барботера окислителя, по меньшей мере, часть окисляемого соединения может находиться в газообразном состоянии. В одном варианте реализации жидкую фазу, выпускаемую из барботера окислителя, преимущественно образует окисляемое соединение. В еще одном варианте реализации жидкая фаза, выпускаемая из барботера окислителя, имеет по существу тот же самый состав, что и поток исходного подаваемого материала, описанный выше. Если жидкая фаза, выпускаемая из барботера окислителя, будет иметь по существу тот же самый состав, что и поток исходного подаваемого материала, то такая жидкая фаза может содержать растворитель и/или систему катализатора в количествах и при соотношениях, описанных выше в том, что касается состава потока исходного подаваемого материала.In one embodiment of the present invention, a significant portion of the oxidizable compound (e.g., para-xylene) can be introduced into the reaction zone through an oxidizer bubbler. In such a configuration, it is preferable that the release of the oxidizable compound and molecular oxygen from the oxidizer bubbler occurs through the same openings in the oxidizer bubbler. As noted above, the oxidizable compound is typically a liquid in STP. Therefore, in this embodiment, a two-phase stream can be discharged from the oxidizer bubbler, wherein the liquid phase will contain an oxidizable compound and the gas phase will contain molecular oxygen. However, it must be understood that during the release of the oxidizing agent from the bubbler, at least a portion of the oxidizable compound may be in a gaseous state. In one embodiment, the liquid phase discharged from the oxidizer bubbler predominantly forms an oxidizable compound. In yet another embodiment, the liquid phase discharged from the oxidizer bubbler has substantially the same composition as the feed stream described above. If the liquid phase discharged from the oxidizer bubbler will have essentially the same composition as the feed stream, then such a liquid phase may contain a solvent and / or catalyst system in quantities and proportions as described above with respect to composition of the feed stream.

В одном варианте реализации настоящего изобретения предпочтительно, чтобы через барботер окислителя вводили бы, по меньшей мере, приблизительно 10% масс. от всего количества окисляемого соединения, вводимого в зону реакции, более предпочтительно через барботер окислителя в зону реакции вводят, по меньшей мере, приблизительно 40% масс. окисляемого соединения, а наиболее предпочтительно через барботер окислителя в зону реакции вводят, по меньшей мере, 80% масс. окисляемого соединения. Если все количество или часть окисляемого соединения будут вводить в зону реакции через барботер окислителя, то предпочтительно, чтобы, по меньшей мере, приблизительно 10% масс. от всего количества молекулярного кислорода, вводимого в зону реакции, вводили бы через тот же самый барботер окислителя, более предпочтительно, по меньшей мере, приблизительно 40% масс. окисляемого соединения в зону реакции вводят через один и тот же барботер окислителя, а наиболее предпочтительно, по меньшей мере, 80% масс. окисляемого соединения в зону реакции вводят через один и тот же барботер окислителя. Если в зону реакции через барботер окислителя будут вводить значительную долю окисляемого соединения, то тогда предпочтительно, чтобы в барботере окислителя были бы установлены одно или несколько устройств, воспринимающих температуру (например, термопар). Данные температурные датчики можно использовать в качестве вспомогательных средств, помогающих удостовериться в том, что температура в барботере окислителя не становится опасно высокой.In one embodiment of the present invention, it is preferable that at least about 10% of the mass is introduced through the oxidizer bubbler. of the total amount of oxidizable compounds introduced into the reaction zone, more preferably, at least about 40% of the mass is introduced through the oxidizer bubbler into the reaction zone. at least 80% of the mass of the oxidizable compound, and most preferably through the bubbler of the oxidizing agent, is introduced into the reaction zone. oxidizable compounds. If all or part of the oxidizable compound will be introduced into the reaction zone through an oxidizer bubbler, it is preferable that at least about 10% of the mass. of the total amount of molecular oxygen introduced into the reaction zone would be introduced through the same oxidizer bubbler, more preferably at least about 40% of the mass. oxidizable compounds in the reaction zone is introduced through the same bubbler of the oxidizing agent, and most preferably at least 80% of the mass. the oxidizable compound is introduced into the reaction zone through the same oxidizer bubbler. If a significant portion of the oxidizable compound is introduced into the reaction zone through the oxidizer bubbler, then it is preferable that one or more temperature sensing devices (for example, thermocouples) be installed in the oxidizer bubbler. These temperature sensors can be used as an aid to help ensure that the temperature in the oxidizer bubbler does not become dangerously high.

Если обратиться теперь к фиг.16-18, то можно сказать, что на них проиллюстрирована барботажная колонна реакторного типа 20 как включающая внутреннюю деаэрационную емкость 300, расположенную в области нижней части зоны реакции 28 поблизости от выпускного отверстия для суспензии 38. Было обнаружено то, что во время деаэрации реакционной среды 36 с относительно высокой скоростью протекают побочные реакции, приводящие к образованию примесей. В соответствии с использованием в настоящем документе термин «деаэрация» должен обозначать отделение газовой фазы от многофазной реакционной среды. Если реакционная среда 36 будет высокоаэрированной (величина удержания газа >0,3), то тогда образование примесей будет минимальным. Если реакционная среда 36 будет высоконеаэрированной (величина удержания газа <0,01), то тогда образование примесей также будет минимальным. Однако если реакционная среда будет частично аэрирована (величина удержания газа 0,01-0,3), то тогда будет стимулироваться прохождение нежелательных побочных реакций, и будет образовываться повышенное количество примесей. Деаэрационная емкость 300 имеет целью устранение данной и других проблем в результате сведения к минимуму объема реакционной среды 36 в частично аэрированном состоянии и в результате сведения к минимуму времени, которое потребуется для деаэрации реакционной среды 36. По существу деаэрированную суспензию получают из низа деаэрационной емкости 300, и она выходит из реактора 20 через выпускное отверстие для суспензии 38. По существу деаэрированная суспензия предпочтительно содержит менее чем приблизительно 5% объемных газовой фазы, более предпочтительно менее чем приблизительно 2 объемных процента газовой фазы, а наиболее предпочтительно менее чем 1% объемный газовой фазы.Turning now to Figs. that during deaeration of the reaction medium 36, side reactions occur with a relatively high speed, leading to the formation of impurities. As used herein, the term “deaeration” is intended to mean the separation of the gas phase from the multiphase reaction medium. If the reaction medium 36 is highly aerated (gas retention value> 0.3), then the formation of impurities will be minimal. If the reaction medium 36 is highly non-aerated (gas retention value <0.01), then the formation of impurities will also be minimal. However, if the reaction medium is partially aerated (gas retention value 0.01-0.3), then the passage of undesirable side reactions will be stimulated, and an increased amount of impurities will be formed. The deaeration vessel 300 aims to eliminate this and other problems by minimizing the volume of the reaction medium 36 in a partially aerated state and by minimizing the time required to deaerate the reaction medium 36. A substantially deaerated suspension is obtained from the bottom of the deaeration vessel 300, and it exits the reactor 20 through an outlet for slurry 38. The substantially deaerated slurry preferably contains less than about 5% by volume of the gas phase, more preferably notably less than about 2 volume percent of the gas phase, and most preferably less than 1 volume percent of the gas phase.

На фиг.16 барботажная колонна реакторного типа 20 проиллюстрирована как включающая регулятор уровня 302 и клапан регулирования расхода 304. Регулятор уровня 302 и клапан регулирования расхода 304 взаимодействуют, обеспечивая выдерживание реакционной среды 36 в зоне реакции 28, по существу, на постоянном уровне по высоте. Регулятор уровня 302 может функционировать в качестве средства восприятия уровня по высоте (например, при использовании восприятия уровня по разности давлений или восприятия уровня при помощи радиоактивного датчика) для верхней поверхности 44 реакционной среды 36 и генерации управляющего сигнала 306, образующего отклик на уровень по высоте для реакционной среды 36. Клапан регулирования расхода 304 воспринимает управляющий сигнал 306 и регулирует расход суспензии через канал выпускного отверстия для суспензии 308. Таким образом, расход суспензии из выпускного отверстия для суспензии 38 может варьироваться в диапазоне от максимального объемного расхода суспензии (F_макс) тогда, когда уровень по высоте для реакционной среды 36 будет чрезмерно высоким, до минимального объемного расхода суспензии (F_мин) тогда, когда уровень по высоте для реакционной среды 36 будет чрезмерно низким.In FIG. 16, the reactor type bubbler column 20 is illustrated as including a level control 302 and a flow control valve 304. A level control 302 and a flow control valve 304 cooperate to keep the reaction medium 36 in the reaction zone 28 at a substantially constant height level. The level controller 302 can function as a means of sensing the level in height (for example, by using sensing the level by pressure difference or sensing the level using a radioactive sensor) for the upper surface 44 of the reaction medium 36 and generating a control signal 306 that produces a response to the level in height for reaction medium 36. The flow control valve 304 senses a control signal 306 and controls the flow of the suspension through the channel of the outlet for the suspension 308. Thus, the flow rate of the suspension of outlet slurry 38 may vary when the level of elevation of the reaction medium 36 is too high, to a minimum volumetric slurry flow rate (F _min) when the height level for the reaction in the range of the maximum volume flow of the slurry (F _max) Wednesday 36 will be excessively low.

Для того чтобы удалить твердофазный продукт окисления из зоны реакции 28, часть сначала необходимо перепустить через деаэрационную емкость 300. Деаэрационная емкость 300 обеспечивает наличие низкотурбулентного внутреннего объема, который позволяет газовой фазе реакционной среды 36 естественным образом, поднимаясь, выходить из жидкой и твердой фаз реакционной среды 36, по мере того как жидкая и твердая фазы будут перетекать сверху вниз в направлении к выпускному отверстию для суспензии 38. Подъем газовой фазы из жидкой и твердой фаз вызывается естественной направленной вверх подъемной силой, действующей на газовую фазу в жидкой и твердой фазах. В случае использования деаэрационной емкости 300 переход реакционной среды 36 из состояния полностью аэрированной трехфазной среды в состояние полностью деаэрированной двухфазной суспензии происходит быстро и эффективно.In order to remove the solid-state oxidation product from the reaction zone 28, the part must first be passed through the deaeration vessel 300. The deaeration vessel 300 provides a low-turbulent internal volume that allows the gas phase of the reaction medium 36 to naturally rise, leaving the liquid and solid phases of the reaction medium 36 as the liquid and solid phases flow from top to bottom towards the outlet for the suspension 38. The rise of the gas phase from the liquid and solid phases is caused natural upward lifting force acting on the gas phase in the liquid and solid phases. In the case of using a deaeration vessel 300, the transition of the reaction medium 36 from a state of a fully aerated three-phase medium to a state of a fully deaerated two-phase suspension occurs quickly and efficiently.

Если обратиться теперь к фиг.17 и 18, то можно сказать, что деаэрационная емкость 300 включает в общем случае вертикальную боковую стенку 308, определяющую зону деаэрации 312, ограничиваемую ею. Предпочтительно боковая стенка 308 проходит снизу вверх в пределах приблизительно 30° от вертикали, более предпочтительно в пределах приблизительно 10° от вертикали. Наиболее предпочтительно боковая стенка 308 является по существу вертикальной. Зона деаэрации 312 отделена от зоны реакции 28 и имеет высоту «h» и диаметр «d». Верхний уровень поверхности 310 боковой стенки 308 является незамкнутым для того, чтобы принимать реакционную среду из зоны реакции 28 во внутренний объем 312. Нижний уровень поверхности боковой стенки 308 через текучую среду соединяется с выпускным отверстием для суспензии 38 через переходную секцию 314. В определенных случаях, таких как когда устье выпускного отверстия для суспензии 38 будет большим или когда диаметр «d» боковой стенки 308 будет маленьким, переходную секцию 314 можно исключить. Как, может быть, лучше всего проиллюстрировано на фиг.18, деаэрационная емкость 300 также может включать стабилизатор потока 316, расположенный в зоне деаэрации 312. Стабилизатор потока 316 может представлять собой любую конструкцию, функционирующую в целях подавления образования вихрей по мере того, как твердая и жидкая фазы будут перетекать сверху вниз в направлении выпускного отверстия для суспензии 38.Turning now to FIGS. 17 and 18, it can be said that the deaeration vessel 300 generally includes a vertical side wall 308 defining the deaeration zone 312 limited by it. Preferably, the side wall 308 extends from the bottom up within about 30 ° from the vertical, more preferably within about 10 ° from the vertical. Most preferably, the side wall 308 is substantially vertical. The deaeration zone 312 is separated from the reaction zone 28 and has a height of "h" and a diameter of "d". The upper level of the surface 310 of the side wall 308 is open in order to receive the reaction medium from the reaction zone 28 into the internal volume 312. The lower level of the surface of the side wall 308 is connected via fluid to the outlet for the suspension 38 through the transition section 314. In certain cases, such as when the mouth of the outlet for the slurry 38 is large or when the diameter "d" of the side wall 308 is small, the transition section 314 can be omitted. As may be best illustrated in FIG. 18, the deaeration vessel 300 may also include a flow stabilizer 316 located in the deaeration zone 312. The flow stabilizer 316 may be any structure that functions to suppress the formation of vortices as it solidifies. and the liquid phases will flow from top to bottom in the direction of the outlet for the suspension 38.

Для того чтобы добиться надлежащего отделения газовой фазы от твердой и жидкой фаз в деаэрационной емкости 300, производят тщательный отбор высоты «h» и площади горизонтального поперечного сечения внутренней зоны деаэрации 312. Высота «h» и площадь горизонтального поперечного сечения внутренней зоны деаэрации 312 должны обеспечивать достижение достаточных расстояния и времени таким образом, чтобы при отборе максимального количества суспензии (то есть при отборе суспензии на уровне F_макс), по существу, весь объем пузырьков газа мог бы, поднимаясь, выйти из твердой и жидкой фаз до того, как пузырьки газа достигнут нижнего выпускного отверстия в деаэрационной емкости 300. Таким образом, предпочтительно, чтобы площадь поперечного сечения зоны деаэрации 312 была бы такой, чтобы максимальная скорость в направлении сверху вниз (V_dмакс) для жидкой и твердой фаз при прохождении зоны деаэрации 312 была бы существенно меньшей, чем скорость естественного подъема (V_u) для пузырьков газовой фазы при прохождении жидкой и твердой фаз. Максимальная скорость в направлении сверху вниз (V_dмакс) для жидкой и твердой фаз при прохождении зоны деаэрации 312 имеет место при максимальном объемном расходе суспензии (F_макс), обсуждавшемся выше. Скорость естественного подъема (V_u) для пузырьков газа при прохождении жидкой и твердой фаз варьируется в зависимости от размера пузырьков; однако скорость естественного подъема (V_u0,5) для пузырьков газа с диаметром 0,5 см при прохождении жидкой и твердой фаз может быть использована в качестве значения отсечки, поскольку по существу весь объем пузырька, первоначально присутствующий в реакционной среде 36, будет соответствовать величине, превышающей 0,5 см. Предпочтительно площадь поперечного сечения зоны деаэрации 312 такова, что V_dмакс составляет величину, меньшую, чем приблизительно 75% от V_u0,5, более предпочтительно V_dмакс составляет величину, меньшую, чем приблизительно 40% от V_u0,5, наиболее предпочтительно V_dмакс составляет величину, меньшую, чем 20% от V_u0,5.In order to achieve proper separation of the gas phase from the solid and liquid phases in the deaeration tank 300, a careful selection of the height "h" and the horizontal cross-sectional area of the inner zone of deaeration 312 is made. The height "h" and the horizontal cross-sectional area of the inner zone of deaeration 312 must provide achieving sufficient distance and time so that the selection of the maximum amount of slurry (i.e., the selection of the suspension at the level F _max), substantially the entire volume of the gas bubbles could, elevated toiling come out of the solid and liquid phases before the gas bubbles reach the bottom outlet of deaeration vessel at 300. Thus, it is preferable that the cross-sectional area of deaeration zone 312 would be such that the maximum speed in the downward direction (V _Dmax) for the liquid and solid phases when passing through the deaeration zone 312 would be substantially lower than the rate of natural rise (V _u ) for gas bubbles during the passage of liquid and solid phases. The maximum speed in the direction from top to bottom (V _dmax ) for the liquid and solid phases when passing through the deaeration zone 312 takes place at the maximum volumetric flow rate of the suspension (F _max ), discussed above. The rate of natural rise (V _u ) for gas bubbles during the passage of liquid and solid phases varies depending on the size of the bubbles; however, the rate of natural rise (V _u0.5 ) for gas bubbles with a diameter of 0.5 cm when passing through the liquid and solid phases can be used as a cutoff value, since essentially the entire volume of the bubble initially present in the reaction medium 36 will correspond to greater than 0.5 cm. Preferably, the cross-sectional area of deaeration zone 312 is such that V _dmax is less than about 75% of V _u0.5 , more preferably V _dmax is less than about 40% of V _{u0 , 5} , most preferably V _dmax is less than 20% of V _u0.5 .

Скорость при движении сверху вниз для жидкой и твердой фаз в зоне деаэрации 312 деаэрационной емкости 300 рассчитывают в виде объемного расхода деаэрированной суспензии через выпускное отверстие для суспензии 38, поделенного на минимальную площадь поперечного сечения зоны деаэрации 312. Скорость при движении сверху вниз для жидкой и твердой фаз в зоне деаэрации 312 деаэрационной емкости 300 предпочтительно составляет величину, меньшую, чем приблизительно 50 см/с, более предпочтительно меньшую, чем приблизительно 30 см/с, а наиболее предпочтительно меньшую, чем 10 см/с.The top-down speed for liquid and solid phases in the deaeration zone 312 of the deaeration tank 300 is calculated as the volumetric flow rate of the deaerated suspension through the outlet for the suspension 38 divided by the minimum cross-sectional area of the deaeration zone 312. The top-down speed for liquid and solid the phases in the deaeration zone 312 of the deaeration vessel 300 is preferably less than about 50 cm / s, more preferably less than about 30 cm / s, and most preferred of less than 10 cm / s.

В данный момент следует отметить то, что несмотря на то что вертикальная боковая стенка 308 деаэрационной емкости 300 проиллюстрирована как имеющая цилиндрическую конфигурацию, боковая стенка 308 может включать множество боковых стенок, которые образуют широкий спектр конфигураций (например, треугольную, квадратную или овальную), до тех пор, пока стенки будут определять внутренний объем, характеризующийся надлежащими объемом, площадью поперечного сечения, шириной «d» и высотой «h». В предпочтительном варианте реализации настоящего изобретения «d» находится в диапазоне от приблизительно 0,2 до приблизительно 2 м, более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 0,3 до приблизительно 1,5 м, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 0,4 до 1,2 м. В предпочтительном варианте реализации настоящего изобретения «h» находится в диапазоне от приблизительно 0,3 м до приблизительно 5 м, более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 0,5 до приблизительно 3 м, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 0,75 до 2 м.At this point, it should be noted that although the vertical side wall 308 of the deaeration vessel 300 is illustrated as having a cylindrical configuration, the side wall 308 may include a plurality of side walls that form a wide range of configurations (e.g., triangular, square or oval) up to as long as the walls will determine the internal volume, characterized by the proper volume, cross-sectional area, width "d" and height "h". In a preferred embodiment of the present invention, “d” is in the range of about 0.2 to about 2 m, more preferably in the range of about 0.3 to about 1.5 m, and most preferably in the range of 0.4 to 1, 2 m. In a preferred embodiment of the present invention, “h” is in the range of about 0.3 m to about 5 m, more preferably in the range of about 0.5 to about 3 m, and most preferably in the range of 0.75 to 2 m

В предпочтительном варианте реализации настоящего изобретения боковая стенка 308 является, по существу, вертикальной, так что площадь горизонтального поперечного сечения зоны деаэрации 312 является, по существу, постоянной по всей высоте «h» зоны деаэрации 312. Предпочтительно максимальная площадь горизонтального поперечного сечения зоны деаэрации 312 составляет величину, меньшую, чем приблизительно 25% от максимальной площади горизонтального поперечного сечения зоны реакции 28. Более предпочтительно максимальная площадь горизонтального поперечного сечения зоны деаэрации 312 находится в диапазоне от приблизительно 0,1 до приблизительно 10% от максимальной площади горизонтального поперечного сечения зоны реакции 28. Наиболее предпочтительно максимальная площадь горизонтального поперечного сечения зоны деаэрации 312 находится в диапазоне от 0,25 до 4% от максимальной площади горизонтального поперечного сечения зоны реакции 28. Предпочтительно максимальная площадь горизонтального поперечного сечения зоны деаэрации 312 находится в диапазоне от приблизительно 0,02 до приблизительно 3 м², более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 0,05 до приблизительно 2 м², а наиболее предпочтительно в диапазоне от 0,1 до 1,2 м². Объем зоны деаэрации 312 предпочтительно составляет величину, меньшую, чем приблизительно 5% от общего объема реакционной среды 36 или зоны реакции 28. Более предпочтительно объем зоны деаэрации 312 находится в диапазоне от приблизительно 0,01 до приблизительно 2% от общего объема реакционной среды 36 или зоны реакции 28. Наиболее предпочтительно объем зоны деаэрации 312 находится в диапазоне от 0,05 до приблизительно 1% от общего объема реакционной среды 36 или зоны реакции 28. Объем зоны деаэрации 312 предпочтительно составляет величину, меньшую, чем приблизительно 2 м³, более предпочтительно находящуюся в диапазоне от приблизительно 0,01 до приблизительно 1 м³, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 0,05 до 0,5 м³.In a preferred embodiment of the present invention, the side wall 308 is substantially vertical, so that the horizontal cross-sectional area of the deaeration zone 312 is substantially constant over the entire height “h” of the deaeration zone 312. Preferably, the maximum horizontal cross-sectional area of the deaeration zone 312 is less than about 25% of the maximum horizontal cross-sectional area of reaction zone 28. More preferably, the maximum horizontal horizontal area the cross section of the deaeration zone 312 is in the range of about 0.1 to about 10% of the maximum horizontal cross-sectional area of the reaction zone 28. Most preferably, the maximum horizontal cross-sectional area of the deaeration zone 312 is in the range of 0.25 to 4% of the maximum area a horizontal cross section of the reaction zone 28. Preferably, the maximum horizontal cross sectional area of the deaeration zone 312 is in the range from about 0.02 to about 3 m ^2, more preferably in the range from about 0.05 to about 2 m ^2, and most preferably in the range from 0.1 to 1.2 m ^2. The volume of the deaeration zone 312 is preferably less than about 5% of the total volume of the reaction medium 36 or of the reaction zone 28. More preferably, the volume of the deaeration zone 312 is in the range from about 0.01 to about 2% of the total volume of the reaction medium 36 or reaction zones 28. Most preferably, the volume of deaeration zone 312 is in the range from 0.05 to about 1% of the total volume of reaction medium 36 or reaction zone 28. The volume of deaeration zone 312 is preferably less than about 2 m ³ , more preferably in the range of from about 0.01 to about 1 m ³ , and most preferably in the range of from 0.05 to 0.5 m ³ .

Если обратиться теперь к фиг.19, то можно сказать, что на ней проиллюстрирована барботажная колонна реакторного типа 20 как включающая внешнюю деаэрационную емкость 400. В данной конфигурации аэрированную реакционную среду 36 отбирают из зоны реакции 28 через отверстие в боковой стороне корпуса 22 повышенного уровня расположения. Отобранную аэрированную среду транспортируют до внешней деаэрационной емкости 400 через канал выпускного отверстия 402 для отделения газовой фазы от твердой и жидкой фаз. Отделенная газовая фаза покидает деаэрационную емкость 400 через канал 404, в то время как по существу деаэрированная суспензия покидает деаэрационную емкость 400 через канал 406.Turning now to FIG. 19, we can say that it illustrates a bubble column reactor 20 as including an external deaeration tank 400. In this configuration, the aerated reaction medium 36 is removed from the reaction zone 28 through an opening in the side of the housing 22 of an increased level of location . The selected aerated medium is transported to the external deaeration tank 400 through the channel of the outlet 402 to separate the gas phase from the solid and liquid phases. The separated gas phase leaves the deaeration vessel 400 through the channel 404, while the substantially deaerated suspension leaves the deaeration vessel 400 through the channel 406.

На фиг.19 канал выпускного отверстия 402 продемонстрирован как являющийся приблизительно прямым, горизонтальным и ортогональным по отношению корпусу 22. Это просто одна удобная конфигурация; и канал выпускного отверстия 402 может быть другим в любом отношении при том условии, что он обеспечивает подходящее соединение барботажной колонны реакторного типа 20 и внешней деаэрационной емкости 400. Если обратиться к каналу 404, то можно сказать, что в подходящем случае данный канал присоединяется к верху или поблизости от верха деаэрационной емкости 400 для того, чтобы устранить вопросы по технике безопасности, связанные с карманом застаивающегося газа, содержащим окисляемое соединение и окислитель. Кроме того, каналы 402 и 404 в подходящем случае могут включать средства отсечения течения, такие как клапаны.In FIG. 19, the outlet channel 402 is shown to be approximately straight, horizontal, and orthogonal with respect to the housing 22. This is simply one convenient configuration; and the channel of the outlet 402 may be different in any respect, provided that it provides a suitable connection between the bubble column of the reactor type 20 and the external deaeration tank 400. If we turn to the channel 404, we can say that, in a suitable case, this channel is attached to the top or near the top of the deaeration tank 400 in order to eliminate safety issues associated with a stagnant gas pocket containing an oxidizable compound and an oxidizing agent. In addition, channels 402 and 404 may suitably include flow shutoff means, such as valves.

Если реакционную среду 36 будут отбирать из реактора 20 через выпускное отверстие повышенного уровня расположения, как это продемонстрировано на фиг.19, то тогда предпочтительно, чтобы барботажная колонна реакторного типа 20 была бы оборудована нижним выпускным отверстием 408 поблизости от низа 52 зоны реакции 28. Нижнее выпускное отверстие 408 и нижний канал 410, присоединенный к нему, можно использовать для уменьшения коэффициента заполнения (то есть опорожнения) реактора 20 во время остановок. Предпочтительно одно или несколько нижних выпускных отверстий 408 предусматриваются в нижней одной трети высоты реакционной среды 36, более предпочтительно в нижней одной четверти реакционной среды 36, а наиболее предпочтительно в самой нижней точке зоны реакции 28.If the reaction medium 36 will be taken from the reactor 20 through an outlet of a higher level of arrangement, as shown in Fig. 19, then it is preferable that the bubble column reactor 20 be equipped with a lower outlet 408 near the bottom 52 of the reaction zone 28. The lower an outlet 408 and a lower channel 410 connected thereto can be used to reduce the fill factor (i.e., empty) of the reactor 20 during shutdowns. Preferably, one or more lower outlet openings 408 are provided at the bottom one third of the height of the reaction medium 36, more preferably at the bottom one quarter of the reaction medium 36, and most preferably at the lowest point of the reaction zone 28.

В случае отбора суспензии в позиции повышенного уровня расположения и деаэрационной системы, продемонстрированной на фиг.19, нижний канал 410 и выпускное отверстие 408 не используются для отбора суспензии из зоны реакции 28 во время окисления. На современном уровне техники известно то, что твердая фаза имеет тенденцию к отстаиванию под действием силы тяжести в неаэрируемых и неперемешиваемых другим образом частях суспензии, в том числе в каналах с застаивающимся течением. Кроме того, отстоявшаяся твердая фаза (например, терефталевая кислота) может иметь тенденцию к затвердеванию в виде больших агломератов вследствие продолжения осаждения и/или перекристаллизации. Таким образом, для того, чтобы предотвратить закупоривание нижнего канала для течения 410, часть деаэрированной суспензии из низа деаэрационной емкости 400 можно использовать для непрерывного или периодического промывания нижнего канала 410 во время нормального функционирования реактора 20. Предпочтительный способ, обеспечивающий такое промывание канала 410 суспензией, заключается в периодическом открывании клапана 412 в канале 410 и предоставлении возможности части деаэрированной суспензии перетекать через канал 410 в зону реакции 28 через нижнее отверстие 408. Даже тогда, когда клапан 412 будет полностью или частично открыт, только часть деаэрированной суспензии будет перетекать через нижний канал 410 и возвращаться обратно в зону реакции 28. Оставшуюся часть деаэрированной суспензии, не используемую для промывания нижнего канала 410, выводят через канал 414 из реактора 20 для проведения дополнительной переработки на последующих стадиях технологической схемы (например, очистки).In the case of slurry withdrawal at an elevated position and the deaeration system shown in FIG. 19, the lower channel 410 and the outlet 408 are not used to withdraw the slurry from reaction zone 28 during oxidation. It is known at the state of the art that the solid phase tends to settle under the influence of gravity in non-aerated and otherwise immiscible parts of the suspension, including channels with stagnant flow. In addition, the settled solid phase (e.g. terephthalic acid) may tend to solidify as large agglomerates due to continued precipitation and / or recrystallization. Thus, in order to prevent clogging of the lower channel for flow 410, a portion of the deaerated slurry from the bottom of the deaeration tank 400 can be used to continuously or periodically flush the lower channel 410 during normal operation of the reactor 20. A preferred method for flushing the channel 410 with a suspension consists in periodically opening valve 412 in channel 410 and allowing part of the deaerated suspension to flow through channel 410 into reaction zone 28 through neither there is a hole 408. Even when the valve 412 is fully or partially open, only part of the deaerated suspension will flow through the lower channel 410 and return to the reaction zone 28. The remaining part of the deaerated suspension, not used for washing the lower channel 410, is discharged through the channel 414 from the reactor 20 for additional processing in the subsequent stages of the technological scheme (for example, purification).

Во время обычного функционирования барботажной колонны реакторного типа 20 в течение существенного промежутка времени (например, >100 часов) предпочтительно, чтобы количество деаэрированной суспензии, используемой для промывания нижнего канала 410, составляло бы величину, меньшую, чем 50% масс. от общей деаэрированной суспензии, полученной из низа деаэрационной емкости 400, более предпочтительно меньшую, чем приблизительно 20% масс., а наиболее предпочтительно меньшую, чем приблизительно 5% масс. Кроме того, предпочтительно, чтобы в течение существенного промежутка времени усредненный массовый расход деаэрированной суспензии, используемой для промывания нижнего канала 410, составлял бы величину, меньшую, чем приблизительно 4-кратный усредненный массовый расход окисляемого соединения, вводимого в зону реакции 28, более предпочтительно меньшую, чем приблизительно 2-кратный средний массой расход окисляемого соединения, вводимого в зону реакции 28, еще более предпочтительно меньшую, чем усредненный массовый расход окисляемого соединения, вводимого в зону реакции 28, а наиболее предпочтительно меньшую, чем 0,5-кратный усредненный массовый расход окисляемого соединения, вводимого в зону реакции 28.During the normal operation of the bubble column reactor 20 for a substantial period of time (e.g.,> 100 hours), it is preferable that the amount of deaerated slurry used to flush the lower channel 410 be less than 50% by weight. from the total deaerated suspension obtained from the bottom of the deaeration tank 400, more preferably less than about 20 wt.%, and most preferably less than about 5% of the mass. In addition, it is preferable that, over a substantial period of time, the average mass flow rate of the deaerated slurry used to flush the lower channel 410 is less than about 4 times the average mass flow rate of the oxidizable compound introduced into reaction zone 28, more preferably less than the approximately 2-fold average mass flow rate of the oxidizable compound introduced into the reaction zone 28, even more preferably lower than the average mass flow rate of the oxidizable compound Nia introduced into reaction zone 28, and most preferably less than 0.5 times the average mass flow rate of the oxidizable compound introduced into reaction zone 28.

Если обратиться опять к фиг.19, то можно сказать, что деаэрационная емкость 400 включает по существу вертикальную предпочтительно цилиндрическую боковую стенку 416, определяющую зону деаэрации 418. Зона деаэрации 418 имеет диаметр «d» и высоту «h». Высоту «h» измеряют в виде расстояния по высоте между позицией, в которой аэрированная реакционная среда поступает в деаэрационную емкость 400, и низом боковой стенки 416. Высота «h», диаметр «d», площадь поверхности и объем зоны деаэрации 418 предпочтительно представляют собой по существу то же самое, что и то, что описывается выше, в том, что касается зоны деаэрации 312 деаэрационной емкости 300, проиллюстрированной на фиг.16-18. В дополнение к этому деаэрационная емкость 400 включает верхнюю секцию 420, полученную в результате продолжения боковой стенки 416 выше зоны деаэрации 418. Верхняя секция 420 деаэрационной емкости 400 может иметь любую высоту, хотя предпочтительно она проходит снизу вверх до положения уровня или положения выше уровня реакционной среды 36 в зоне реакции 28. Верхняя секция 420 обеспечивает то, чтобы газовая фаза имела бы пространство для надлежащего отделения от жидкой и твердой фаз перед тем, как покинуть деаэрационную емкость 400 через канал 404. В данный момент следует отметить то, что несмотря на то что канал 404 проиллюстрирован как возвращающий отделенную газовую фазу в зону отделения реактора 20, в альтернативном варианте канал 404 может быть соединен с корпусом 22 на любом уровне по высоте выше канала выпускного отверстия 402. Необязательно канал 404 может быть соединен с каналом выпускного отверстия для газа 40 таким образом, чтобы отделенная газовая фаза из деаэрационной емкости 400 объединялась бы с удаленным потоком паров верха реактора в канале 40 и отправлялась бы на последующие стадии технологической схемы для дополнительной переработки.Referring again to FIG. 19, it can be said that the deaeration vessel 400 includes a substantially vertical, preferably cylindrical side wall 416 defining a deaeration zone 418. The deaeration zone 418 has a diameter “d” and a height “h”. The height “h” is measured as the height distance between the position at which the aerated reaction medium enters the deaeration vessel 400 and the bottom of the side wall 416. The height “h”, the diameter “d”, the surface area and the volume of the deaeration zone 418 are preferably essentially the same as that described above with regard to the deaeration zone 312 of the deaeration vessel 300 illustrated in FIGS. 16-18. In addition, the deaeration vessel 400 includes an upper section 420 obtained by extending the side wall 416 above the deaeration zone 418. The upper section 420 of the deaeration vessel 400 may have any height, although it preferably extends from the bottom up to a position or position above the level of the reaction medium 36 in the reaction zone 28. The upper section 420 ensures that the gas phase has a space for proper separation from the liquid and solid phases before leaving the deaeration tank 400 through channel 404. In this The nth point should be noted that although the channel 404 is illustrated as returning the separated gas phase to the separation zone of the reactor 20, in the alternative, the channel 404 can be connected to the housing 22 at any height above the channel of the outlet 402. Optionally, channel 404 can be connected to the channel of the gas outlet 40 so that the separated gas phase from the deaeration tank 400 is combined with a remote vapor stream of the top of the reactor in the channel 40 and sent to the next stages Tehnological circuits for further processing.

Если обратиться теперь к фиг.20, то можно сказать, что на ней проиллюстрирована барботажная колонна реакторного типа 20 как включающая гибридную внутренне-внешнюю деаэрационную емкость 500. В данной конфигурации часть реакционной среды 36 отбирают из зоны реакции 28 через относительно большое отверстие повышенного уровня расположения 502 в боковой стенке корпуса 22. После этого отобранную реакционную среду 36 транспортируют через патрубок 504 относительно большого диаметра, и она поступает в верх деаэрационной емкости 500. На фиг.20 патрубок 504 продемонстрирован как ортогонально соединяющийся с боковой стенкой корпуса 22 и включающий плавный поворот на угол, равный приблизительно 90°. Это просто одна удобная конфигурация; и патрубок 504 может быть другим в любом отношении при том условии, что он обеспечивает подходящее соединение барботажной колонны реакторного типа 20 и внешней деаэрационной емкости 500, как это описано. Кроме того, патрубок 504 в подходящем случае может включать средства отсечения течения, такие как клапаны.Turning now to FIG. 20, we can say that it illustrates a reactor bubbler column 20 as including a hybrid internal-external deaeration tank 500. In this configuration, part of the reaction medium 36 is taken from the reaction zone 28 through a relatively large opening of an increased level of location 502 in the side wall of the housing 22. After that, the selected reaction medium 36 is transported through a relatively large diameter pipe 504, and it enters the top of the deaeration tank 500. In FIG. It is designed as being orthogonally connected to the side wall of the housing 22 and including a smooth rotation by an angle of approximately 90 °. This is just one convenient configuration; and the nozzle 504 may be different in any respect, provided that it provides a suitable connection of the bubble column reactor 20 and the external deaeration tank 500, as described. In addition, the pipe 504 may suitably include flow shutoff means, such as valves.

В деаэрационной емкости 500 газовая фаза перемещается снизу вверх, в то время как твердая и жидкая фазы перемещаются сверху вниз. Перемещающаяся снизу вверх газовая фаза может повторно поступать в патрубок 504, а после этого выходить через отверстие 502 обратно в зону реакции 28. Таким образом, в отверстии 502 может иметь место противоточное течение поступающей реакционной среды 36 и отходящего отделенного газа. Деаэрированная суспензия покидает деаэрационную емкость 500 через канал 506. Деаэрационная емкость 500 включает по существу вертикальную, предпочтительно цилиндрическую боковую стенку 508, определяющую зону деаэрации 510. Зона деаэрации 510 имеет высоту «h» и диаметр «d». Предпочтительно, чтобы отверстие повышенного уровня расположения 502 и патрубок 504 имели бы диаметр, идентичный диаметру «d» зоны деаэрации 510 или превышающий его. Высота «h», диаметр «d», площадь поверхности и объем зоны деаэрации 510 предпочтительно представляют собой по существу то же самое, что и то, что описывалось выше, в том, что касается зоны деаэрации 312 деаэрационной емкости 300, проиллюстрированной на фиг.16-18.In the deaeration vessel 500, the gas phase moves from bottom to top, while the solid and liquid phases move from top to bottom. The gaseous phase moving from bottom to top can re-enter pipe 504, and then exit through opening 502 back to reaction zone 28. Thus, countercurrent flow of incoming reaction medium 36 and off-gas can occur in opening 502. The deaerated slurry leaves the deaeration tank 500 through the passageway 506. The deaeration tank 500 includes a substantially vertical, preferably cylindrical side wall 508 defining a deaeration zone 510. The deaeration zone 510 has a height “h” and a diameter “d”. Preferably, the elevated opening 502 and the nozzle 504 have a diameter identical to or greater than the diameter "d" of the deaeration zone 510. The height “h”, the diameter “d”, the surface area and the volume of the deaeration zone 510 are preferably essentially the same as that described above with respect to the deaeration zone 312 of the deaeration vessel 300 illustrated in FIG. 16-18.

Фиг.19 и 20 иллюстрируют вариант реализации барботажной колонны реакторного типа 20, в которой твердый продукт (например, сырая неочищенная терефталевая кислота), полученный в зоне реакции 28, отбирают из зоны реакции 28 через выпускное отверстие повышенного уровня расположения. Отбор аэрированной реакционной среды 36 из позиции повышенного уровня расположения выше низа барботажной колонны реакторного типа 20 может способствовать предотвращению накопления и застаивания плохо аэрированной реакционной среды 36 в области нижней части 52 зоны реакции 28. В соответствии с другими аспектами настоящего изобретения концентрации кислорода и окисляемого соединения (например, пара-ксилола) в реакционной среде 36 поблизости от верха реакционной среды 36 предпочтительно составляют величины, меньшие, чем соответствующие концентрации поблизости от низа. Таким образом, отбор реакционной среды 36 в позиции повышенного уровня расположения может обеспечить увеличение выхода в результате уменьшения количества не вступивших в реакцию реагентов, отбираемых из реактора 20. Кроме этого, тогда, когда барботажная колонна реакторного типа 20 будет функционировать при высоком значении STR и наличии градиентов химического состава, описанных в настоящем документе, температура реакционной среды 36 будет значительно варьироваться в вертикальном направлении. В таких условиях температура реакционной среды 36 обычно будет иметь локальные минимумы поблизости от нижнего уровня и верхнего уровня поверхности зоны реакции 28. Поблизости от нижнего уровня поверхности минимум относится к испарению растворителя поблизости от того места, где производят введение всего количества или части окислителя. Поблизости от верхнего уровня поверхности минимум опять-таки обуславливается испарением растворителя, хотя в данном случае это объясняется уменьшением давления внутри реакционной среды. В дополнение к этому в промежутке между верхним и нижним уровнями поверхности могут иметь место и другие локальные минимумы каждый раз тогда, когда в реакционную среду будут вводить дополнительные количества исходного подаваемого материала или окислителя. Таким образом, в промежутке между нижним уровнем и верхним уровнем поверхности зоны реакции 28 существуют один или несколько температурных максимумов, движущей силой возникновения которых является экзотермическая теплота реакций окисления. Отбор реакционной среды 36 в позиции повышенного уровня расположения при повышенной температуре может оказаться в особенности выгодным тогда, когда при повышенных температурах будет происходить переработка на последующих стадиях технологической схемы, поскольку уменьшаются затраты энергии, связанные с нагреванием отобранной среды, предназначенной для переработки на последующих стадиях технологической схемы.FIGS. 19 and 20 illustrate an embodiment of a reactor type bubbler column 20 in which a solid product (eg, crude crude terephthalic acid) obtained in reaction zone 28 is withdrawn from reaction zone 28 through an outlet of a higher level of arrangement. The selection of the aerated reaction medium 36 from an elevated position above the bottom of the bubble column reactor 20 can help prevent the accumulation and stagnation of the poorly aerated reaction medium 36 in the region of the lower part 52 of reaction zone 28. In accordance with other aspects of the present invention, the concentration of oxygen and oxidizable compound ( for example, para-xylene) in the reaction medium 36 in the vicinity of the top of the reaction medium 36 are preferably smaller than the corresponding end tration near the bottom. Thus, the selection of the reaction medium 36 in the position of an increased level of location can provide an increase in yield as a result of a decrease in the number of unreacted reagents taken from the reactor 20. In addition, when the bubbler column of the reactor type 20 will operate with a high value of STR and the presence of gradients of the chemical composition described herein, the temperature of the reaction medium 36 will vary significantly in the vertical direction. Under such conditions, the temperature of the reaction medium 36 will usually have local minima near the lower level and the upper level of the surface of the reaction zone 28. Near the lower surface level, the minimum refers to the evaporation of the solvent in the vicinity of the place where all or part of the oxidizing agent is introduced. Near the upper surface level, the minimum is again due to the evaporation of the solvent, although in this case this is explained by a decrease in pressure inside the reaction medium. In addition, in the interval between the upper and lower levels of the surface, other local minima can occur each time when additional amounts of the initial feed material or oxidizing agent are introduced into the reaction medium. Thus, in the interval between the lower level and the upper level of the surface of reaction zone 28, there are one or more temperature maxima, the driving force behind which is the exothermic heat of the oxidation reactions. The selection of the reaction medium 36 in the position of an increased level of location at an elevated temperature can be particularly advantageous when, at elevated temperatures, processing will occur in subsequent stages of the technological scheme, since the energy costs associated with heating the selected medium intended for processing in subsequent stages of the technological process will be reduced. scheme.

Таким образом, в предпочтительном варианте реализации настоящего изобретения и в особенности тогда, когда переработку на последующих стадиях технологической схемы будут проводить при повышенных температурах, реакционную среду 36 из барботажной колонны реакторного типа 20 отбирают через выпускное отверстие (отверстия) повышенного уровня расположения, размещенное выше позиции (позиций), в которой в зону реакции 28 поступают, по меньшей мере, 50% масс. от потока жидкофазного исходного подаваемого материала и/или потока газофазного окислителя. Более предпочтительно реакционную среду 36 из барботажной колонны реакторного типа 20 отбирают через выпускное отверстие (отверстия) повышенного уровня расположения, размещенное выше позиции (позиций), в которой в зону реакции 28 поступает по существу весь поток жидкофазного исходного подаваемого материала и/или поток газофазного окислителя. Предпочтительно через выпускное отверстие (отверстия) повышенного уровня расположения отбирают, по меньшей мере, 50% масс. твердофазных и жидкофазных компонентов, отбираемых из барботажной колонны реакторного типа 20. Более предпочтительно через выпускное отверстие (отверстия) повышенного уровня расположения отбирают по существу все количество твердофазных и жидкофазных компонентов, отбираемых из барботажной колонны реакторного типа 20. Предпочтительно выпускное отверстие (отверстия) повышенного уровня расположения размещают, по меньшей мере, приблизительно на 1D выше нижнего уровня поверхности 52 зоны реакции 28. Более предпочтительно выпускное отверстие (отверстия) повышенного уровня расположения располагают, по меньшей мере, приблизительно на 2D выше нижнего уровня поверхности 52 зоны реакции 28. Наиболее предпочтительно выпускное отверстие (отверстия) повышенного уровня расположения располагают, по меньшей мере, на 3D выше нижнего уровня поверхности 52 зоны реакции 28. При наличии высоты «Н» реакционной среды 36 предпочтительно, чтобы выпускное отверстие (отверстия) повышенного уровня расположения были бы размещены по высоте в промежутке между приблизительно 0,2Н и приблизительно 0,8Н, более предпочтительно между приблизительно 0,3Н и приблизительно 0,7Н, а наиболее предпочтительно между 0,4Н и 0,6Н. Кроме того, предпочтительно, чтобы температура реакционной среды 36 на выпускном отверстии повышенного уровня расположения, выходящем из зоны реакции 28, по меньшей мере, на 1°С превышала бы температуру реакционной среды 36 на нижнем уровне поверхности 52 зоны реакции 28. Более предпочтительно температура реакционной среды 36 на выпускном отверстии повышенного уровня расположения, выходящем из зоны реакции 28, превышает температуру реакционной среды 36 на нижнем уровне поверхности 52 зоны реакции 28 на величину в диапазоне от приблизительно 1,5 до приблизительно 16°С. Наиболее предпочтительно температура реакционной среды 36 на выпускном отверстии повышенного уровня расположения, выходящем из зоны реакции 28, превышает температуру реакционной среды 36 на нижнем уровне поверхности 52 зоны реакции 28 на величину в диапазоне от 2 до 12°С.Thus, in a preferred embodiment of the present invention, and especially when the processing in the subsequent stages of the technological scheme will be carried out at elevated temperatures, the reaction medium 36 from the bubble column of the reactor type 20 is selected through the outlet (s) of an increased level of arrangement located above the position (positions), in which at least 50% of the mass is supplied to reaction zone 28. from a liquid-phase feed stream and / or a gas-phase oxidizer stream. More preferably, the reaction medium 36 from the bubble column reactor 20 is withdrawn through an outlet (s) of an elevated level located above a position (s) in which substantially all of the liquid-phase feed material and / or gas-phase oxidizer stream enter reaction zone 28 . Preferably, at least 50% of the mass is withdrawn through the outlet (s) of the increased level of location. solid-phase and liquid-phase components taken from a bubble column reactor 20. More preferably, substantially all of the solid-phase and liquid-phase components taken from a bubble column reactor type 20 are selected through an outlet (s) of a higher level. Preferably, a higher-level outlet (s) locations are placed at least about 1D above the lower surface level 52 of reaction zone 28. More preferably, the outlet ( openings) of an elevated location are positioned at least about 2D above the lower level of the surface 52 of the reaction zone 28. Most preferably, the outlet (s) of the elevated location are positioned at least 3D above the lower level of the surface 52 of the reaction zone 28. In the presence of a height “H” of the reaction medium 36, it is preferable that the outlet (s) of an increased level of arrangement be placed in height between about 0.2 N and about 0.8 N, more than edpochtitelno between about 0.3H and about 0.7H, and most preferably between 0.4H and 0.6H. In addition, it is preferable that the temperature of the reaction medium 36 at the outlet of the elevated location exiting the reaction zone 28 be at least 1 ° C higher than the temperature of the reaction medium 36 at the lower level of the surface 52 of the reaction zone 28. More preferably, the temperature of the reaction medium 36 at the outlet of an increased level of location, leaving the reaction zone 28, exceeds the temperature of the reaction medium 36 at the lower level of the surface 52 of the reaction zone 28 by a value in the range from about 1.5 to approximately 16 ° C. Most preferably, the temperature of the reaction medium 36 at the outlet of an elevated location exiting the reaction zone 28 is higher than the temperature of the reaction medium 36 at the lower level of the surface 52 of the reaction zone 28 from 2 to 12 ° C.

Если обратиться теперь к фиг.21, то можно сказать, что на ней проиллюстрирована барботажная колонна реакторного типа 20 как включающая альтернативную гибридную деаэрационную емкость 600, расположенную в области нижней части реактора 20. В данной конфигурации аэрированную реакционную среду 36 отбирают из зоны реакции 28 через относительно большое отверстие 602 на нижнем уровне поверхности 52 корпуса 22. Отверстие 602 определяет незамкнутый верхний уровень поверхности деаэрационной емкости 600. В деаэрационной емкости 600 газовая фаза перемещается снизу вверх в то время, как твердая и жидкая фазы перемещаются сверху вниз. Перемещающаяся снизу вверх газовая фаза может повторно поступать в зону реакции 28 через отверстие 602. Таким образом, в отверстии 602 может иметь место противоточное течение поступающей реакционной среды 36 и отходящего отделенного газа. Деаэрированная суспензия покидает деаэрационную емкость 600 через канал 604. Деаэрационная емкость 600 включает по существу вертикальную, предпочтительно цилиндрическую боковую стенку 606, определяющую зону деаэрации 608. Зона деаэрации 608 имеет высоту «h» и диаметр «d». Предпочтительно, чтобы отверстие 602 имело бы диаметр, идентичный диаметру «d» зоны деаэрации 608 или превышающий его. Высота «h», диаметр «d», площадь поверхности и объем зоны деаэрации 608 предпочтительно представляют собой по существу то же самое, что и то, что описывалось выше, в том, что касается зоны деаэрации 312 деаэрационной емкости 300, проиллюстрированной на фиг.16-18.Referring now to FIG. 21, it can be said that it illustrates a reactor bubbler column 20 as including an alternative hybrid deaeration vessel 600 located in the region of the lower portion of reactor 20. In this configuration, the aerated reaction medium 36 is withdrawn from reaction zone 28 through a relatively large opening 602 at the lower level of the surface 52 of the housing 22. The hole 602 defines an unclosed upper surface level of the deaeration tank 600. In the deaeration tank 600, the gas phase moves from above, while the solid and liquid phases move from top to bottom. The gaseous phase moving from bottom to top can re-enter the reaction zone 28 through the opening 602. Thus, a countercurrent flow of the incoming reaction medium 36 and the exhaust gas separated off can take place in the opening 602. The deaerated slurry leaves the deaeration vessel 600 through channel 604. The deaeration vessel 600 includes a substantially vertical, preferably cylindrical side wall 606 defining a deaeration zone 608. The deaeration zone 608 has a height “h” and a diameter “d”. Preferably, the opening 602 would have a diameter identical to or greater than the diameter "d" of the deaeration zone 608. The height “h”, the diameter “d”, the surface area and the volume of the deaeration zone 608 are preferably essentially the same as that described above with respect to the deaeration zone 312 of the deaeration vessel 300 illustrated in FIG. 16-18.

Если обратиться теперь к фиг.22, то можно сказать, что на ней проиллюстрирована барботажная колонна реакторного типа 20 фиг.21 как включающая альтернативный барботер окислителя 620. Барботер окислителя 620 включает кольцевой элемент 622 и пару каналов впускных отверстий 624, 626. Кольцевой элемент 622 предпочтительно имеет по существу ту же самую конфигурацию, что и кольцевой элемент 202, описанный выше, в том, что касается фиг.12-15. Каналы впускных отверстий 624, 626 проходят снизу вверх через отверстия в днище 48 корпуса 22 и обеспечивают подачу потока окислителя в кольцевой элемент 622.If we turn now to Fig.22, we can say that it illustrates a bubble column reactor 20 of Fig.21 as an alternative oxidizer bubbler 620. The oxidizer bubbler 620 includes an annular element 622 and a pair of inlet channels 624, 626. An annular element 622 preferably has substantially the same configuration as the annular member 202 described above with respect to FIGS. 12-15. The channels of the inlets 624, 626 pass from the bottom up through the holes in the bottom 48 of the housing 22 and provide a flow of oxidant to the annular element 622.

Если обратиться теперь к фиг.23, то можно сказать, что на ней проиллюстрирована барботажная колонна реакторного типа 20 фиг.21 как включающая не использующее барботер средство введения потока окислителя в зону реакции 28. В конфигурации 23 подачу потока окислителя в реактор 20 обеспечивают через каналы для окислителя 630, 632. Каналы для окислителя 630, 632 соединяют с соответствующими отверстиями для окислителя 634, 636 в днище 48 корпуса 22. Поток окислителя вводят непосредственно в зону реакции 28 через отверстия для окислителя 634, 636. Для отклонения течения потока окислителя сразу после его первоначального введения в зону реакции 28 можно предусмотреть наличие необязательных отбойников 638, 640.If we turn now to Fig.23, we can say that it illustrates a bubble column reactor type 20 of Fig.21 as including not using a bubbler means for introducing an oxidizer stream into the reaction zone 28. In configuration 23, the oxidizer stream is supplied to the reactor 20 through channels for the oxidizing agent 630, 632. The channels for the oxidizing agent 630, 632 are connected to the corresponding holes for the oxidizing agent 634, 636 in the bottom 48 of the housing 22. The oxidizing stream is introduced directly into the reaction zone 28 through the holes for the oxidizing agent 634, 636. I oxidant stream immediately after its initial introduction into the reaction zone 28 can provide optional presence of baffles 638, 640.

Как упоминалось выше, предпочтительно, чтобы реактор окисления имел бы конфигурацию и функционировал бы в соответствии со способом, который позволяет избегать возникновения зон высокой концентрации окисляемого соединения в реакционной среде, поскольку такие зоны могут привести к образованию примесей. Один способ улучшения первоначального диспергирования окисляемого соединения (например, пара-ксилола) в реакционной среде заключается в разбавлении окисляемого соединения жидкостью. Жидкость, используемая для разбавления окисляемого соединения, своим источником может иметь часть реакционной среды, расположенную на существенном расстоянии от позиции (позиций), в которой в зону реакции подают окисляемое соединение. Для данной жидкости из удаленной части реакционной среды в результате циркуляции можно обеспечить подачу к позиции, расположенной поблизости от позиции введения окисляемого соединения через канал для течения, который располагается внутри и/или вне основной реакционной емкости.As mentioned above, it is preferable that the oxidation reactor be configured and operate in accordance with a method that avoids the formation of zones of high concentration of oxidizable compounds in the reaction medium, since such zones can lead to the formation of impurities. One way to improve the initial dispersion of an oxidizable compound (e.g., para-xylene) in a reaction medium is to dilute the oxidizable compound with a liquid. The liquid used to dilute the oxidizable compound may have as its source a portion of the reaction medium located at a considerable distance from the position (s) at which the oxidizable compound is fed into the reaction zone. For a given liquid from a remote part of the reaction medium as a result of circulation, it is possible to supply to a position located near the position of introduction of the oxidizable compound through the flow channel, which is located inside and / or outside the main reaction vessel.

Фиг.24 и 25 иллюстрируют два предпочтительных способа организации циркуляции жидкости из удаленной части реакционной среды с подачей в позицию, расположенную поблизости от впускного отверстия для окисляемого соединения, при использовании внутреннего (фиг.24) или внешнего (фиг.25) канала. Предпочтительно длина канала для течения от его впускного отверстия (то есть отверстия (отверстий), где жидкость поступает в канал) до его выпускного отверстия (то есть отверстия (отверстий), где жидкость выпускают из канала) превышает приблизительно 1 м, более предпочтительно превышает приблизительно 3 м, еще более предпочтительно превышает приблизительно 6 м, а наиболее предпочтительно превышает 9 м. Однако фактическая длина канала становится менее существенным параметром, если жидкость получают из отдельной емкости, может быть, расположенной непосредственно над или рядом с емкостью, в которую первоначально выпускают исходный подаваемый материал, образуемый окисляемый соединением. Жидкость из любой отдельной емкости, содержащей, по меньшей мере, некоторое количество реакционной среды, представляет собой предпочтительный источник для первоначального разбавления окисляемого соединения.Figs. 24 and 25 illustrate two preferred methods for circulating liquid from a remote portion of the reaction medium to a position located close to the inlet for the oxidizable compound using an internal (Fig. 24) or external (Fig. 25) channel. Preferably, the length of the channel for flowing from its inlet (i.e., the hole (s) where the liquid enters the channel) to its outlet (i.e. the hole (s) where the liquid is discharged from the channel) exceeds about 1 m, more preferably more than about 3 m, even more preferably greater than about 6 m, and most preferably greater than 9 m. However, the actual length of the channel becomes less significant if the liquid is obtained from a separate container, maybe located constant directly above or near capacity, which originally produce the original feed material, oxidizable compound. Liquid from any single container containing at least a certain amount of reaction medium is the preferred source for the initial dilution of the oxidizable compound.

Предпочтительно, чтобы жидкость, перепускаемая через канал, вне зависимости от источника имела бы пониженную стационарную концентрацию окисляемого соединения по сравнению с реакционной средой, непосредственно примыкающей, по меньшей мере, к одному выпускному отверстию канала. Кроме того, предпочтительно, чтобы жидкость, перепускаемая через канал, имела бы концентрацию окисляемого соединения в жидкой фазе, меньшую приблизительно 100000 м.д. масс., более предпочтительно меньшую приблизительно 10000 м.д. масс., еще более предпочтительно меньшую приблизительно 1000 м.д. масс., а наиболее предпочтительно меньшую 100 м.д. масс., где концентрации измеряют перед добавлением в канал порции образуемого окисляемым соединением исходного подаваемого материала и любого необязательного отдельного исходного подаваемого материала, образуемого растворителем. При проведении измерения после добавления порции образуемого окисляемым соединением исходного подаваемого материала и необязательного исходного подаваемого материала, образуемого растворителем, предпочтительно, чтобы объединенный поток жидкости, поступающий в реакционную среду, имел бы концентрацию окисляемого соединения в жидкой фазе, меньшую приблизительно 300000 м.д. масс., более предпочтительно меньшую приблизительно 50000 м.д. масс., а наиболее предпочтительно меньшую 10000 м.д. масс.Preferably, the liquid passed through the channel, regardless of the source, would have a reduced stationary concentration of the oxidizable compound as compared with the reaction medium directly adjacent to at least one channel outlet. In addition, it is preferable that the liquid passed through the channel would have a concentration of an oxidizable compound in the liquid phase of less than about 100,000 ppm. mass., more preferably less than approximately 10,000 ppm. mass., even more preferably less than approximately 1000 ppm. mass., and most preferably less than 100 ppm mass., where the concentration is measured before adding to the channel portions formed by the oxidizable compound of the original feed material and any optional separate feed source material formed by the solvent. When measuring after adding a portion of the feed feed formed by the oxidizable compound and optional solvent feed feed, it is preferable that the combined liquid stream entering the reaction medium has a concentration of the oxidizable compound in the liquid phase of less than about 300,000 ppm. mass., more preferably less than approximately 50,000 ppm. mass., and most preferably less than 10000 ppm mass

Желательно выдерживать течение через канал на уровне достаточно низкого расхода таким образом, чтобы циркулирующая жидкость действительно подавляла бы желательный общий градиент окисляемого соединения в пределах реакционной среды. В данном отношении предпочтительно, чтобы соотношение между массой жидкой фазы в зоне реакции, в которую первоначально выпускают порцию окисляемого соединения, и массовым расходом жидкости, перепускаемой через канал, превышало бы приблизительно 0,3 мин, более предпочтительно превышало бы приблизительно 1 мин, еще более предпочтительно находилось бы в диапазоне от приблизительно 2 мин до приблизительно 120 мин, а наиболее предпочтительно от 3 мин до 60 мин.It is desirable to maintain the flow through the channel at a sufficiently low flow rate so that the circulating liquid does indeed suppress the desired overall gradient of the oxidizable compound within the reaction medium. In this regard, it is preferable that the ratio between the mass of the liquid phase in the reaction zone into which the portion of the oxidizable compound is initially released and the mass flow rate of the liquid passed through the channel exceed approximately 0.3 minutes, more preferably exceed approximately 1 minute, even more preferably would be in the range of from about 2 minutes to about 120 minutes, and most preferably from 3 minutes to 60 minutes.

Существует множество способов, стимулирующих течение жидкости через канал. Предпочтительные способы включают применение силы тяжести, эжекторов всех типов, использующих либо газ, либо жидкость, либо и газ, и жидкость в качестве движущей текучей среды, и механических насосов всех типов. В случае применения эжектора в одном варианте реализации изобретения в качестве движущей текучей среды используют, по меньшей мере, одну текучую среду, выбираемую из группы, состоящей из: исходного подаваемого материала, образуемого окисляемым соединением (жидкости или газа), исходного подаваемого материала, образуемого окислителем (газа), исходного подаваемого материала, образуемого растворителем (жидкости) и снабженного насосом источника реакционной среды (суспензии). В еще одном варианте реализации в качестве движущей текучей среды используют, по меньшей мере, две текучие среды, выбираемые из группы, состоящей из исходного подаваемого материала, образуемого окисляемым соединением, исходного подаваемого материала, образуемого окислителем, и исходного подаваемого материала, образуемого растворителем. В еще одном варианте реализации в качестве движущей текучей среды используют комбинацию исходного подаваемого материала, образуемого окисляемым соединением, исходного подаваемого материала, образуемого окислителем, и исходного подаваемого материала, образуемого растворителем.There are many ways to stimulate the flow of fluid through the channel. Preferred methods include the use of gravity, all types of ejectors using either gas or liquid, or both gas and liquid as a driving fluid, and mechanical pumps of all types. In the case of the use of an ejector in one embodiment of the invention, at least one fluid selected from the group consisting of: an initial feed material formed by an oxidizable compound (liquid or gas), an initial feed material formed by an oxidizing agent is used as a driving fluid (gas), the initial feed material formed by the solvent (liquid) and equipped with a pump source of the reaction medium (suspension). In yet another embodiment, at least two fluids are used as the driving fluid, selected from the group consisting of a feed feed material formed by an oxidizable compound, a feed feed material formed by an oxidizing agent, and a feed feed material formed by a solvent. In yet another embodiment, a combination of a feed source formed by an oxidizable compound, a feed source formed by an oxidizing agent, and a feed feed formed by a solvent is used as a driving fluid.

Подходящие диаметр или диаметры канала циркуляции могут варьироваться в соответствии с количеством и свойствами транспортируемого материала, энергией, доступной для стимулирования движения потока, и соображениями, касающимися капитальных затрат. Предпочтительно, чтобы минимальный диаметр такого канала превышал бы приблизительно 0,02 м, более предпочтительно находился бы в диапазоне от приблизительно 0,06 м до приблизительно 2 м, а наиболее предпочтительно от 0,12 до 0,8 м.Suitable diameter or diameters of the circulation channel may vary in accordance with the amount and properties of the material being transported, the energy available to stimulate flow, and considerations regarding capital costs. Preferably, the minimum diameter of such a channel would exceed about 0.02 m, more preferably be in the range from about 0.06 m to about 2 m, and most preferably from 0.12 to 0.8 m.

Как отмечалось выше, течение через канал желательно регулировать, выдерживая в определенных предпочтительных диапазонах. Существует множество известных на современном уровне способов оказания воздействия на данное управление в результате задания подходящей фиксированной геометрии во время изготовления канала для течения. Еще один предпочтительный вариант реализации заключается в использовании геометрий, которые могут меняться во время функционирования, а именно, включающих клапаны всех типов и описаний, в том числе с ручным управлением и механическим управлением при использовании любых средств, включающих контуры управления с обратной связью от воспринимающего элемента или без этого. Еще один предпочтительный способ управления течением разбавленной жидкости заключается в варьировании подвода энергии в промежутке между впускным отверстием и выпускным отверстием канала. Предпочтительные способы включают изменение расхода для одной или нескольких движущих текучих сред, подаваемых в эжектор, изменение подвода энергии к приводу насоса и изменение разницы плотностей или разницы уровней по высоте при использовании силы тяжести. Данные предпочтительные способы также можно использовать и во всех комбинациях.As noted above, it is desirable to control the flow through the channel while maintaining it in certain preferred ranges. There are many modern methods of influencing this control as a result of setting a suitable fixed geometry during the manufacture of the channel for the flow. Another preferred implementation option is to use geometries that can change during operation, namely, including valves of all types and descriptions, including those with manual control and mechanical control using any means including control loops with feedback from the sensing element or without it. Another preferred way to control the flow of diluted liquid is to vary the energy supply between the inlet and the outlet of the channel. Preferred methods include changing the flow rate for one or more motive fluids supplied to the ejector, changing the energy supply to the pump drive, and changing the density difference or level difference in height using gravity. These preferred methods can also be used in all combinations.

Канал, используемый для циркуляции жидкости из реакционной среды, может относиться к любому типу, известному на современном уровне техники. В одном варианте реализации используют канал, сконструированный полностью или частично при использовании обычных материалов для изготовления трубопровода. В еще одном варианте реализации используют канал, сконструированный полностью или частично при использовании стенки реакционной емкости в качестве одной части канала. Канал можно сконструировать полностью включенным в границы реакционной емкости (фиг.24), или его можно сконструировать расположенным полностью вне реакционной емкости (фиг.25), или он может включать секции, располагаемые как внутри, так и вне реакционной емкости.The channel used to circulate liquid from the reaction medium may be of any type known in the art. In one embodiment, a channel is used that is designed in whole or in part using conventional materials for the manufacture of the pipeline. In yet another embodiment, a channel is used that is constructed in whole or in part by using the wall of the reaction vessel as one part of the channel. The channel can be designed to be completely included within the boundaries of the reaction vessel (Fig. 24), or it can be constructed to be located completely outside the reaction vessel (Fig. 25), or it may include sections located both inside and outside the reaction vessel.

Изобретатели предусматривают то, что, в особенности в более крупных реакторах, может оказаться желательным наличие множества каналов и различных вариантов перемещения жидкости через канал. Кроме того, может оказаться желательным наличие множества выпускных отверстий во множестве позиций на одном из каналов или на всех каналах. Детали конструкции будут обеспечивать наличие баланса между желательным общим градиентом стационарных концентраций окисляемого соединения и желательным первоначальным разбавлением образуемого окисляемым соединением исходного подаваемого материала в соответствии с другими аспектами настоящего изобретения.The inventors provide that, especially in larger reactors, it may be desirable to have multiple channels and various options for moving fluid through the channel. In addition, it may be desirable to have multiple outlets in multiple positions on one of the channels or on all channels. The structural details will provide a balance between the desired overall gradient of stationary concentrations of the oxidizable compound and the desired initial dilution of the feed material formed by the oxidizable compound in accordance with other aspects of the present invention.

Фиг. как 24, так и 25 иллюстрируют конструкции, которые используют деаэрационную емкость, соединенную с каналом. Данная деаэрационная емкость обеспечивает то, что часть реакционной среды, используемой для разбавления поступающего окисляемого соединения, представляет собой, по существу, деаэрированную суспензию. Однако в данный момент следует отметить то, что жидкость или суспензия, используемые для разбавления поступающего окисляемого соединения, могут находиться в аэрированной форме, а также в деаэрированной форме.FIG. both 24 and 25 illustrate structures that use a deaeration vessel connected to the channel. This deaeration tank ensures that part of the reaction medium used to dilute the incoming oxidizable compound is a substantially deaerated suspension. However, it should be noted at this point that the liquid or suspension used to dilute the incoming oxidizable compound may be in aerated form as well as in deaerated form.

Использование жидкости, перетекающей через канал, для обеспечения разбавления образуемого окисляемым соединением исходного подаваемого материала является в особенности подходящим для использования в барботажных реакторных колоннах. Кроме того, в барботажных реакторных колоннах получения больших преимуществ от первоначального разбавления образуемого окисляемым соединением исходного подаваемого материала можно добиться даже без добавления образуемого окисляемым соединением исходного подаваемого материала непосредственно в канал при том условии, что выпускное отверстие канала будет располагаться достаточно близко к позиции добавления окисляемого соединения. В таком варианте реализации предпочтительно, чтобы выпускное отверстие канала располагалось бы в пределах приблизительно 27 диаметров выпускного отверстия канала от наиболее близкой позиции добавления окисляемого соединения, более предпочтительно в пределах приблизительно 9 диаметров выпускного отверстия канала, еще более предпочтительно в пределах приблизительно 3 диаметров выпускного отверстия канала, а наиболее предпочтительно в пределах 1 диаметра выпускного отверстия канала.The use of fluid flowing through the channel to provide dilution of the feed material formed by the oxidizable compound is particularly suitable for use in bubble column reactors. In addition, in bubbler reactor columns, great benefits from the initial dilution of the feed feed formed by the oxidizable compound can be achieved even without the feed feed formed by the oxidizable compound directly into the channel, provided that the channel outlet is close enough to the position to add the oxidizable compound . In such an embodiment, it is preferable that the outlet of the channel be located within about 27 diameters of the outlet of the channel from the closest position to add oxidizable compounds, more preferably within about 9 diameters of the outlet of the channel, even more preferably within about 3 diameters of the outlet of the channel and most preferably within 1 diameter of the outlet of the channel.

Также было обнаружено то, что даже без применения каналов для получения жидкости разбавления из удаленной части реакционной среды подходящими для использования при первоначальном разбавлении образуемого окисляемым соединением исходного подаваемого материала в барботажных колоннах окисления, соответствующих одному варианту реализации настоящего изобретения, могут оказаться эжекторы потока. В таких случаях эжектор располагают внутри реакционной среды, и он имеет свободный проход от реакционной среды до горловины эжектора, где низкое давление будет затягивать примыкающую реакционную среду. Примеры двух возможных конфигураций эжекторов проиллюстрированы на фиг.26 и 27. В предпочтительном варианте реализации данных эжекторов самая близкая позиция подачи окисляемого соединения располагается в пределах приблизительно 4 м, более предпочтительно в пределах приблизительно 1 м, а наиболее предпочтительно 0,3 м от горловины эжектора. В другом варианте реализации в качестве движущей текучей среды под давлением подают окисляемое соединение. В еще одном варианте реализации в качестве дополнительной движущей текучей среды совместно с окисляемым соединением под давлением подают либо растворитель, либо окислитель. А в еще одном варианте реализации в качестве дополнительной движущей текучей среды совместно с окисляемым соединением под давлением подают как растворитель, так и окислитель.It has also been found that even without the use of channels for producing dilution liquid from a remote part of the reaction medium, flow ejectors may be suitable for the initial dilution of the feed material formed by the oxidizable compound in the oxidation bubble columns of one embodiment of the present invention. In such cases, the ejector is located inside the reaction medium, and it has a free passage from the reaction medium to the neck of the ejector, where low pressure will tighten the adjacent reaction medium. Examples of two possible ejector configurations are illustrated in FIGS. 26 and 27. In a preferred embodiment of these ejectors, the closest feed position of the oxidizable compound is within about 4 m, more preferably within about 1 m, and most preferably 0.3 m from the ejector neck . In another embodiment, an oxidizable compound is supplied as a motive fluid under pressure. In yet another embodiment, either a solvent or an oxidizing agent is supplied under pressure as an additional driving fluid along with the oxidizable compound. In yet another embodiment, both a solvent and an oxidizing agent are supplied under pressure as an additional driving fluid along with the oxidizable compound.

Изобретатели предусматривают то, что, в особенности в более крупных реакторах, может оказаться желательным наличие множества эжекторов различных конструкций, расположенных в различных позициях в пределах реакционной среды. Детали конструкции будут обеспечивать наличие баланса между желательным общим градиентом стационарных концентраций окисляемого соединения и желательным первоначальным разбавлением образуемого окисляемым соединением исходного подаваемого материала в соответствии с другими аспектами настоящего изобретения. В дополнение к этому изобретатели предусматривают то, что струи истечения из выпускного отверстия эжектора могут быть ориентированы в любом направлении. В случае использования множества эжекторов каждый эжектор может быть ориентирован индивидуально, опять-таки в любом направлении.The inventors contemplate that, especially in larger reactors, it may be desirable to have multiple ejectors of various designs located at different positions within the reaction medium. The structural details will provide a balance between the desired overall gradient of stationary concentrations of the oxidizable compound and the desired initial dilution of the feed material formed by the oxidizable compound in accordance with other aspects of the present invention. In addition to this, the inventors provide for the fact that the jet flow from the outlet of the ejector can be oriented in any direction. In the case of using multiple ejectors, each ejector can be individually oriented, again in any direction.

Как упоминалось выше, определенные физические и эксплуатационные признаки барботажной колонны реакторного типа 20, описанные выше в том, что касается фиг.1-27, обеспечивают наличие градиентов по высоте давления, температуры и концентраций реагента (то есть кислорода и окисляемого соединения) в реакционной среде 36. Как обсуждалось выше, данные градиенты по высоте могут обеспечивать более эффективную и экономичную реализацию способа окисления по сравнению с обычно используемыми способами окисления, которые благоприятствуют получению хорошо перемешанной реакционной среды, характеризующейся относительно однородными давлением, температурой и концентрацией реагента во всех ее частях. Далее более подробно будут обсуждаться градиенты по высоте для кислорода, окисляемого соединения (например, пара-ксилола) и температуры, которые делают возможным использование системы окисления в соответствии с вариантом реализации настоящего изобретения.As mentioned above, certain physical and operational features of a bubble column reactor type 20, described above with respect to FIGS. 1-27, provide gradients in pressure height, temperature, and reagent concentrations (i.e., oxygen and oxidizable compound) in the reaction medium 36. As discussed above, these gradients in height can provide a more efficient and economical implementation of the oxidation method compared to commonly used oxidation methods that favor the production of good a stirred reaction medium with relatively uniform pressure, temperature and reactant concentration in all its parts. Height gradients for oxygen, an oxidizable compound (e.g., para-xylene), and temperature, which make it possible to use an oxidation system in accordance with an embodiment of the present invention, will be discussed in more detail below.

Если обратиться теперь к фиг.28, то можно сказать, что для того, чтобы получить количественные характеристики градиентов концентраций реагентов, существующих в реакционной среде 36 во время окисления в барботажной колонне реакторного типа 20, общий объем реакционной среды 36 можно теоретически разделить на 30 дискретных горизонтальных слоев с равным объемом. Фиг.28 иллюстрирует концепцию разделения реакционной среды 36 на 30 дискретных горизонтальных слоев с равным объемом. За исключением самого верхнего и самого нижнего горизонтальных слоев каждый горизонтальный слой имеет дискретный объем, ограниченный по его верхней и нижней сторонам воображаемыми горизонтальными плоскостями и ограниченный по его боковым сторонам стенкой реактора 20. Самый верхний горизонтальный слой ограничен по его нижней стороне воображаемой горизонтальной плоскостью, а по его верхней стороне - верхней поверхностью реакционной среды 36. Самый нижний горизонтальный слой ограничен по его верхней стороне воображаемой горизонтальной плоскостью, а по его нижней стороне - низом корпуса. Как только реакционная среда 36 будет теоретически разделена на 30 дискретных горизонтальных слоев с равным объемом, то после этого можно будет определить усредненную по времени и объему концентрацию для каждого горизонтального слоя. Индивидуальный горизонтальный слой, имеющий максимальную концентрацию в числе всех 30 горизонтальных слоев, можно идентифицировать как «горизонтальный слой С-макс». Индивидуальный горизонтальый слой, расположенный выше горизонтального слоя С-макс и имеющий минимальную концентрацию в числе всех горизонтальных слоев, расположенных выше горизонтального слоя С-макс, можно идентифицировать как «горизонтальный слой С-мин». После этого градиент по высоте концентраций можно рассчитать в виде соотношения между концентрацией в горизонтальном слое С-макс и концентрацией в горизонтальном слое С-мин.Turning now to FIG. 28, it can be said that in order to obtain quantitative characteristics of the concentration gradients of reagents existing in the reaction medium 36 during oxidation in a bubble column reactor type 20, the total volume of the reaction medium 36 can theoretically be divided into 30 discrete horizontal layers with equal volume. FIG. 28 illustrates the concept of dividing the reaction medium 36 into 30 discrete horizontal layers of equal volume. With the exception of the uppermost and lowermost horizontal layers, each horizontal layer has a discrete volume bounded on its upper and lower sides by imaginary horizontal planes and bounded on its sides by the wall of the reactor 20. The highest horizontal layer is bounded on its lower side by an imaginary horizontal plane, and on its upper side, the upper surface of the reaction medium 36. The lowest horizontal layer is bounded on its upper side by an imaginary horizontal loskostyu, and on its underside - bottom hull. Once the reaction medium 36 is theoretically divided into 30 discrete horizontal layers with equal volume, then after that it will be possible to determine the concentration averaged over time and volume for each horizontal layer. An individual horizontal layer having a maximum concentration among all 30 horizontal layers can be identified as a “C-max horizontal layer”. An individual horizontal layer located above the C-max horizontal layer and having a minimum concentration among all horizontal layers located above the C-max horizontal layer can be identified as a “C-min horizontal layer”. After that, the gradient along the height of the concentrations can be calculated as the ratio between the concentration in the horizontal C-max layer and the concentration in the horizontal C-min layer.

Что касается получения количественных характеристик градиента концентрации кислорода, то тогда, когда реакционная среда 36 будет теоретически разделена на 30 дискретных горизонтальных слоев с равным объемом, горизонтальный слой О₂-макс идентифицируют как имеющий максимальную концентрацию кислорода в числе всех 30 горизонтальных слоев, а горизонтальный слоев О₂-мин идентифицируют как имеющий минимальную концентрацию кислорода в числе горизонтальных слоев, расположенных выше горизонтального слоя О₂-макс. Концентрации кислорода в горизонтальных слоях измеряют в газовой фазе реакционной среды 36 в виде усредненных по времени и объему молярных величин при расчете для влажного состояния. Предпочтительно, чтобы соотношение между концентрацией кислорода в горизонтальном слое О₂-макс и концентрацией кислорода в горизонтальном слое О₂-мин находилось бы в диапазоне от приблизительно 2:1 до приблизительно 25:1, более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 3:1 до приблизительно 15:1, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 4:1 до 10:1.As for the quantitative characteristics of the oxygen concentration gradient, then, when the reaction medium 36 is theoretically divided into 30 discrete horizontal layers with equal volume, the horizontal O ₂ -max layer is identified as having the maximum oxygen concentration among all 30 horizontal layers, and the horizontal layers O ₂ -min is identified as having a minimum oxygen concentration in the number of horizontal layers located above the horizontal O ₂ -max layer. The oxygen concentrations in the horizontal layers are measured in the gas phase of the reaction medium 36 in the form of molar values averaged over time and volume when calculated for the wet state. Preferably, the ratio between the oxygen concentration in the horizontal O ₂ -max layer and the oxygen concentration in the horizontal O ₂ -min layer is in the range of from about 2: 1 to about 25: 1, more preferably in the range of from about 3: 1 to about 15: 1, and most preferably in the range from 4: 1 to 10: 1.

Обычно горизонтальный слой О₂-макс будет располагаться поблизости от низа реакционной среды 36, в то время как горизонтальный слой О₂-мин будет располагаться поблизости от верха реакционной среды 36. Предпочтительно горизонтальный слой О₂-мин будет представлять собой один из 5 самых верхних горизонтальных слоев в числе 30 дискретных горизонтальных слоев. Наиболее предпочтительно горизонтальный слой О₂-мин представляет собой самый верхний слой в числе 30 дискретных горизонтальных слоев, как это проиллюстрировано на фиг.28. Предпочтительно горизонтальный слой О₂-макс представляет собой один из 10 самых нижних горизонтальных слоев в числе 30 дискретных горизонтальных слоев. Наиболее предпочтительно горизонтальный слой О₂-макс представляет собой один из 5 самых нижних горизонтальных слоев в числе 30 дискретных горизонтальных слоев. Например, фиг.28 иллюстрирует горизонтальный слой О₂-макс как третий горизонтальный слой от низа реактора 20. Предпочтительно, чтобы разнесение по высоте между горизонтальными слоями О₂-мин и О₂-макс составляло бы, по меньшей мере, приблизительно 2W, более предпочтительно, по меньшей мере, приблизительно 4W, а наиболее предпочтительно, по меньшей мере, 6W. Предпочтительно, чтобы разнесение по высоте между горизонтальными слоями О₂-мин и О₂-макс составляло бы, по меньшей мере, приблизительно 0,2Н, более предпочтительно, по меньшей мере, приблизительно 0,4Н, а наиболее предпочтительно, по меньшей мере, 0,6Н.Typically, the horizontal O ₂ -max layer will be located near the bottom of the reaction medium 36, while the horizontal O ₂ -min layer will be located near the top of the reaction medium 36. Preferably, the horizontal O ₂ -min layer will be one of the top 5 horizontal layers including 30 discrete horizontal layers. Most preferably, the horizontal O ₂ -min layer is the uppermost layer among the 30 discrete horizontal layers, as illustrated in FIG. 28. Preferably, the horizontal O ₂ -max layer is one of the 10 lowest horizontal layers among the 30 discrete horizontal layers. Most preferably, the horizontal O ₂ -max layer is one of the 5 lowest horizontal layers among the 30 discrete horizontal layers. For example, FIG. 28 illustrates a horizontal O ₂ -max layer as a third horizontal layer from the bottom of reactor 20. Preferably, the height spacing between the horizontal O ₂ -min and O ₂ -max layers would be at least about 2W, more preferably at least about 4W, and most preferably at least 6W. Preferably, the height spacing between the horizontal layers of O ₂ min and O ₂ max would be at least about 0.2 N, more preferably at least about 0.4 N, and most preferably at least 0.6N.

Усредненная по времени и объему концентрация кислорода в горизонтальном слое О₂-мин при расчете для влажного состояния предпочтительно находится в диапазоне от приблизительно 0,1 до приблизительно 3% мольных, более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 0,3 до приблизительно 2% мольных, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 0,5 до 1,5% мольных. Усредненная по времени и объему концентрация кислорода в горизонтальном слое О₂-макс предпочтительно находится в диапазоне от приблизительно 4 до приблизительно 20% мольных, более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 5 до приблизительно 15% мольных, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 6 до 12% мольных. Усредненная по времени концентрация кислорода в газообразном отходящем потоке, выпускаемом из реактора 20 через выпускное отверстие для газа 40, при расчете для сухого состояния предпочтительно находится в диапазоне от приблизительно 0,5 до приблизительно 9% мольных, более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 1 до приблизительно 7% мольных, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 1,5 до 5% мольных.The time and volume averaged oxygen concentration in the horizontal O ₂ -min layer, when calculated for the wet state, is preferably in the range of about 0.1 to about 3% mole, more preferably in the range of about 0.3 to about 2% mole, and most preferably in the range of 0.5 to 1.5% mole. The time and volume averaged oxygen concentration in the horizontal O ₂ -max layer is preferably in the range of about 4 to about 20% mole, more preferably in the range of about 5 to about 15% mole, and most preferably in the range of 6 to 12% molar. The time-averaged concentration of oxygen in the gaseous effluent discharged from the reactor 20 through the gas outlet 40, when calculated for the dry state, is preferably in the range of about 0.5 to about 9% mole, more preferably in the range of about 1 to about 7% molar, and most preferably in the range from 1.5 to 5% molar.

Поскольку концентрация кислорода очень заметно уменьшается по направлению к верху реакционной среды 36, желательно, чтобы потребность в кислороде в области верха реакционной среды 36 была бы пониженной. Получения данной пониженной потребности в кислороде поблизости от верха реакционной среды 36 можно добиться в результате создания градиента по высоте концентрации окисляемого соединения (например, пара-ксилола), когда минимальная концентрация окисляемого соединения будет находиться поблизости от верха реакционной среды 36.Since the oxygen concentration is very noticeably reduced towards the top of the reaction medium 36, it is desirable that the oxygen demand in the region of the top of the reaction medium 36 be reduced. Obtaining this reduced oxygen demand near the top of the reaction medium 36 can be achieved by creating a gradient along the height of the concentration of the oxidizable compound (for example, para-xylene) when the minimum concentration of the oxidizable compound is near the top of the reaction medium 36.

Что касается получения количественных характеристик градиента концентраций окисляемого соединения (например, пара-ксилола), то тогда, когда реакционная среда 36 будет теоретически разделена на 30 дискретных горизонтальных слоев с равным объемом, горизонтальный слой ОС-макс будут идентифицировать как имеющий максимальную концентрацию окисляемого соединения в числе всех 30 горизонтальных слоев, а горизонтальный слой ОС-мин будут идентифицировать как имеющий минимальную концентрацию окисляемого соединения в числе горизонтальных слоев, расположенных выше горизонтального слоя ОС-макс. Концентрации окисляемого соединения в горизонтальных слоях измеряют в жидкой фазе при расчете на величины усредненной по времени и объему массовой доли. Предпочтительно, чтобы соотношение между концентрацией окисляемого соединения в горизонтальном слое ОС-макс и концентрацией окисляемого соединения в горизонтальном слое ОС-мин превышало бы приблизительно 5:1, более предпочтительно превышало бы приблизительно 10:1, еще более предпочтительно превышало бы приблизительно 20:1, а наиболее предпочтительно находилось бы в диапазоне от 40:1 до 1000:1.With regard to obtaining quantitative characteristics of the concentration gradient of the oxidizable compound (for example, para-xylene), then, when the reaction medium 36 is theoretically divided into 30 discrete horizontal layers with equal volume, the horizontal OS-max layer will be identified as having the maximum concentration of the oxidizable compound in of all 30 horizontal layers, and the horizontal OS-min layer will be identified as having a minimum concentration of oxidizable compound in the number of horizontal layers, p located above the horizontal layer OS-max. The concentration of the oxidizable compound in horizontal layers is measured in the liquid phase when calculating the values of the mass fraction averaged over time and volume. Preferably, the ratio between the concentration of the oxidizable compound in the horizontal OS-max layer and the concentration of the oxidizable compound in the horizontal OS-min layer is greater than about 5: 1, more preferably greater than about 10: 1, even more preferably greater than about 20: 1, and most preferably would be in the range of 40: 1 to 1000: 1.

Обычно горизонтальный слой ОС-макс будет располагаться поблизости от низа реакционной среды 36, в то время как горизонтальный слой ОС-мин будет располагаться поблизости от верха реакционной среды 36. Предпочтительно горизонтальный слой ОС-мин представляет собой один из 5 самых верхних горизонтальных слоев в числе 30 дискретных горизонтальных слоев. Наиболее предпочтительно горизонтальный слой ОС-мин представляет собой самый верхний слой в числе 30 дискретных горизонтальных слоев, как это проиллюстрировано на фиг.28. Предпочтительно горизонтальный слой ОС-макс представляет собой один из 10 самых нижних горизонтальных слоев в числе 30 дискретных горизонтальных слоев. Наиболее предпочтительно горизонтальный слой ОС-макс представляет собой один из 5 самых нижних горизонтальных слоев в числе 30 дискретных горизонтальных слоев. Например, фиг.28 иллюстрирует горизонтальный слой ОС-макс как пятый горизонтальный слой от низа реактора 20. Предпочтительно, чтобы разнесение по высоте между горизонтальными слоями ОС-мин и ОС-макс составляло бы, по меньшей мере, приблизительно 2W, где «W» представляет собой максимальную ширину реакционной среды 36. Более предпочтительно разнесение по высоте между горизонтальными слоями ОС-мин и ОС-макс составляет, по меньшей мере, приблизительно 4W, а наиболее предпочтительно, по меньшей мере, 6W. При наличии у реакционной среды 36 высоты «Н» предпочтительно, чтобы разнесение по высоте между горизонтальными слоями ОС-мин и ОС-макс составляло бы, по меньшей мере, приблизительно 0,2Н, более предпочтительно, по меньшей мере, приблизительно 0,4Н, а наиболее предпочтительно, по меньшей мере, 0,6Н.Typically, the OS-max horizontal layer will be located near the bottom of the reaction medium 36, while the OS-min horizontal layer will be located near the top of the reaction medium 36. Preferably, the OS-min horizontal layer is one of the top 5 horizontal layers in the number 30 discrete horizontal layers. Most preferably, the OS-min horizontal layer is the uppermost layer among the 30 discrete horizontal layers, as illustrated in FIG. 28. Preferably, the OS-max horizontal layer is one of the 10 lowest horizontal layers among the 30 discrete horizontal layers. Most preferably, the OS-max horizontal layer is one of the 5 lowest horizontal layers among the 30 discrete horizontal layers. For example, FIG. 28 illustrates the OS-max horizontal layer as the fifth horizontal layer from the bottom of the reactor 20. Preferably, the height spacing between the OS-min and OS-max horizontal layers would be at least about 2W, where “W” represents the maximum width of the reaction medium 36. More preferably, the vertical spacing between the horizontal layers of OS-min and OS-max is at least about 4W, and most preferably at least 6W. If the reaction medium 36 has a height “H”, it is preferable that the height spacing between the horizontal layers of OS-min and OS-max be at least about 0.2 N, more preferably at least about 0.4 N, and most preferably at least 0.6N.

Усредненная по времени и объему концентрация окисляемого соединения (например, пара-ксилола) в жидкой фазе в горизонтальном слое ОС-мин предпочтительно составляет величину, меньшую, чем приблизительно 5000 м.д. масс., более предпочтительно меньшую, чем приблизительно 2000 м.д. масс., еще более предпочтительно меньшую, чем приблизительно 400 м.д. масс., а наиболее предпочтительно находящуюся в диапазоне от 1 м.д. масс. до 100 м.д. масс. Усредненная по времени и объему концентрация окисляемого соединения в жидкой фазе в горизонтальном слое ОС-макс предпочтительно находится в диапазоне от приблизительно 100 м.д. масс. до приблизительно 10000 м.д. масс., более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 200 м.д. масс. до приблизительно 5000 м.д. масс., а наиболее предпочтительно в диапазоне от 500 м.д. масс. до 3000 м.д. масс.The time and volume average concentration of an oxidizable compound (e.g., para-xylene) in the liquid phase in the horizontal OS-min layer is preferably less than about 5000 ppm. mass., more preferably less than about 2000 ppm. mass., even more preferably less than about 400 ppm. mass., and most preferably in the range from 1 ppm mass up to 100 ppm mass The time and volume averaged concentration of the oxidizable compound in the liquid phase in the horizontal OS-max layer is preferably in the range of about 100 ppm. mass up to approximately 10,000 ppm mass., more preferably in the range from about 200 ppm. mass up to approximately 5000 ppm mass., and most preferably in the range from 500 ppm mass up to 3000 ppm mass

Несмотря на то, что предпочтительно, чтобы барботажная колонна реакторного типа 20 обеспечивала бы наличие для концентрации окисляемого соединения градиентов по высоте, предпочтительно также и то, чтобы объемный процент реакционной среды 36, имеющей концентрацию окисляемого соединения в жидкой фазе, превышающую 1000 м.д. масс., был бы сведен к минимуму. Предпочтительно усредненный по времени объемный процент реакционной среды 36, имеющей концентрацию окисляемого соединения в жидкой фазе, превышающую 1000 м.д. масс., составляет величину, меньшую, чем приблизительно 9%, более предпочтительно меньшую, чем приблизительно 6%, а наиболее предпочтительно меньшую, чем 3%. Предпочтительно усредненный по времени объемный процент реакционной среды 36, имеющей концентрацию окисляемого соединения в жидкой фазе, превышающую 2500 м.д. масс., составляет величину, меньшую, чем приблизительно 1,5%, более предпочтительно меньшую, чем приблизительно 1%, а наиболее предпочтительно меньшую, чем 0,5%. Предпочтительно усредненный по времени объемный процент реакционной среды 36, имеющей концентрацию окисляемого соединения в жидкой фазе, превышающую 10000 м.д. масс., составляет величину, меньшую, чем приблизительно 0,3%, более предпочтительно меньшую, чем приблизительно 0,1%, а наиболее предпочтительно меньшую, чем 0,03%. Предпочтительно усредненный по времени объемный процент реакционной среды 36, имеющей концентрацию окисляемого соединения в жидкой фазе, превышающую 25000 м.д. масс., составляет величину, меньшую, чем приблизительно 0,03%, более предпочтительно меньшую, чем приблизительно 0,015%, а наиболее предпочтительно меньшую, чем 0,007%. Изобретатели отмечают то, что объем реакционной среды 36, характеризующейся повышенными уровнями содержания окисляемого соединения, не обязательно должен совпадать с одним объемом, образованным примыкающими друг к другу его частями. В различные моменты времени хаотические схемы течения в реакционной емкости барботажной колонны приводят к образованию одновременно двух или более сплошных, но сегрегированных частей реакционной среды 36, характеризующихся повышенными уровнями содержания окисляемого соединения. В каждый момент времени, используемый при усреднении по времени, все такие сплошные, но сегрегированные объемы, превышающие 0,0001% объемного от общей реакционной среды, складывают друг с другом для определения общего объема, характеризующегося повышенными уровнями концентрации окисляемого соединения в жидкой фазе.Although it is preferable that the bubble column reactor 20 provides a height gradient for the concentration of the oxidizable compound, it is also preferable that the volume percent of the reaction medium 36 having a concentration of the oxidizable compound in the liquid phase exceeding 1000 ppm. mass., would be minimized. Preferably, a time-averaged volume percent of reaction medium 36 having a concentration of an oxidizable compound in a liquid phase in excess of 1000 ppm. mass., is a value less than about 9%, more preferably less than about 6%, and most preferably less than 3%. Preferably, a time-averaged volume percent of reaction medium 36 having a concentration of an oxidizable compound in a liquid phase in excess of 2500 ppm. mass., is a value less than about 1.5%, more preferably less than about 1%, and most preferably less than 0.5%. Preferably, a time-averaged volume percent of reaction medium 36 having a concentration of an oxidizable compound in a liquid phase in excess of 10,000 ppm. mass., is a value less than about 0.3%, more preferably less than about 0.1%, and most preferably less than 0.03%. Preferably, a time-averaged volume percent of reaction medium 36 having a concentration of an oxidizable compound in a liquid phase in excess of 25,000 ppm. mass., is a value less than about 0.03%, more preferably less than about 0.015%, and most preferably less than 0.007%. The inventors note that the volume of the reaction medium 36, characterized by elevated levels of the oxidizable compound, does not have to coincide with one volume formed by its adjacent parts. At various points in time, chaotic flow patterns in the reaction vessel of the bubble column lead to the formation of two or more continuous but segregated parts of the reaction medium 36, characterized by elevated levels of oxidizable compounds. At each time point used in time averaging, all such continuous but segregated volumes exceeding 0.0001% of the volume of the total reaction medium are added together to determine the total volume, characterized by increased levels of the concentration of the oxidizable compound in the liquid phase.

В дополнение к градиентам концентраций кислорода и окисляемого соединения, обсуждавшимся выше, предпочтительно, чтобы в реакционной среде 36 существовал бы градиент температуры. Если обратиться опять к фиг.28, то можно сказать, что количественные характеристики данного градиента температуры можно получить по способу, подобному получению количественных характеристик градиентов концентраций, в результате теоретического разделения реакционной среды 36 на 30 дискретных горизонтальных слоев с равным объемом и измерения усредненной по времени и объему температуры в каждой доле. Тогда горизонтальный слой, характеризующийся наименьшей температурой в числе самых нижних 15 горизонтальных слоев, можно идентифицировать как горизонтальный слой Т-мин, а горизонтальный слой, расположенную выше горизонтального слоя Т-мин и имеющий максимальную температуру в числе всех слоев, расположенных выше горизонтального слоя Т-мин, после этого можно идентифицировать как «горизонтальный слой Т-макс». Предпочтительно, чтобы температура горизонтального слоя Т-макс была бы, по меньшей мере, приблизительно на 1°С большей, чем температура горизонтального слоя Т-мин. Более предпочтительно температура горизонтального слоя Т-макс находится в диапазоне температур, превышающих температуру горизонтального слоя Т-мин на величину в диапазоне от приблизительно 1,25 до приблизительно 12°С. Наиболее предпочтительно температура горизонтального слоя Т-макс находится в диапазоне температур, превышающих температуру горизонтального слоя Т-мин на величину в диапазоне от 2 до 8°С. Температура горизонтального слоя Т-макс предпочтительно находится в диапазоне от приблизительно 125 до приблизительно 200°С, более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 140 до приблизительно 180°С, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 150 до 170°C.In addition to the oxygen concentration and oxidizable concentration gradients discussed above, it is preferred that a temperature gradient exist in reaction medium 36. Referring again to FIG. 28, it can be said that the quantitative characteristics of this temperature gradient can be obtained by a method similar to obtaining the quantitative characteristics of concentration gradients, as a result of theoretical separation of the reaction medium 36 into 30 discrete horizontal layers with equal volume and time-averaged measurements and the volume of temperature in each beat. Then the horizontal layer, characterized by the lowest temperature among the lowest 15 horizontal layers, can be identified as a horizontal T-min layer, and a horizontal layer located above the horizontal T-min layer and having a maximum temperature among all layers located above the horizontal T-layer min, after which it can be identified as a “horizontal T-max layer”. Preferably, the temperature of the horizontal T-max layer would be at least about 1 ° C higher than the temperature of the horizontal T-min layer. More preferably, the temperature of the horizontal T-max layer is in the temperature range exceeding the temperature of the horizontal T-min layer by a value in the range of from about 1.25 to about 12 ° C. Most preferably, the temperature of the horizontal T-max layer is in the temperature range exceeding the temperature of the horizontal T-min layer by a value in the range of 2 to 8 ° C. The temperature of the T-max horizontal layer is preferably in the range of from about 125 to about 200 ° C, more preferably in the range of from about 140 to about 180 ° C, and most preferably in the range of from 150 to 170 ° C.

Обычно горизонтальный слой Т-макс будет располагаться поблизости от центра реакционной среды 36, в то время как горизонтальный слой Т-мин будет располагаться поблизости от низа реакционной среды 36. Предпочтительно горизонтальный слой Т-мин представляет собой один из 10 самых нижних горизонтальных слоев в числе 15 самых нижних горизонтальных слоев. Наиболее предпочтительно горизонтальный слой Т-мин представляет собой один из 5 самых нижних горизонтальных слоев в числе 15 самых нижних горизонтальных слоев. Например, фиг.28 иллюстрирует горизонтальный слой Т-мин как второй горизонтальный слой от низа реактора 20. Предпочтительно горизонтальный слой Т-макс представляет собой один из 20 средних горизонтальных слоев в числе 30 дискретных горизонтальных слоев. Наиболее предпочтительно горизонтальный слой Т-мин представляет собой один из 14 средних горизонтальных слоев в числе 30 дискретных горизонтальных слоев. Например, фиг.28 иллюстрирует горизонтальный слой Т-макс как двадцатый горизонтальный слой от низа реактора 20 (то есть один из средних 10 горизонтальных слоев). Предпочтительно, чтобы разнесение по высоте между горизонтальными слоями Т-мин и Т-макс составляло бы, по меньшей мере, приблизительно 2W, более предпочтительно, по меньшей мере, приблизительно 4W, а наиболее предпочтительно, по меньшей мере, 6W. Предпочтительно, чтобы разнесение по высоте между горизонтальными слоями T-мин и T-макс составляло бы, по меньшей мере, приблизительно 0,2Н, более предпочтительно, по меньшей мере, приблизительно 0,4Н, а наиболее предпочтительно, по меньшей мере, 0,6Н.Typically, the horizontal T-max layer will be located near the center of the reaction medium 36, while the horizontal T-min layer will be located near the bottom of the reaction medium 36. Preferably, the horizontal T-min layer is one of the 10 lowest horizontal layers, including 15 lowest horizontal layers. Most preferably, the T-min horizontal layer is one of the 5 lowest horizontal layers among the 15 lowest horizontal layers. For example, FIG. 28 illustrates a T-min horizontal layer as a second horizontal layer from the bottom of the reactor 20. Preferably, the T-max horizontal layer is one of 20 middle horizontal layers among 30 discrete horizontal layers. Most preferably, the T-min horizontal layer is one of 14 middle horizontal layers among the 30 discrete horizontal layers. For example, FIG. 28 illustrates the T-max horizontal layer as the twentieth horizontal layer from the bottom of the reactor 20 (i.e., one of the middle 10 horizontal layers). Preferably, the height spacing between the horizontal T-min and T-max layers is at least about 2W, more preferably at least about 4W, and most preferably at least 6W. Preferably, the height spacing between the horizontal layers of T-min and T-max would be at least about 0.2 N, more preferably at least about 0.4 N, and most preferably at least 0, 6H.

Как обсуждалось выше, в случае существования в реакционной среде 36 градиента температуры по высоте может оказаться выгодным отбор реакционной среды 36 в позиции повышенного уровня расположения, где температура реакционной среды является максимальной, в особенности тогда, когда на последующих стадиях технологической схемы отобранный продукт будут подвергать дополнительной переработке при повышенных температурах. Таким образом, если реакционную среду 36 отбирают из зоны реакции 28 через одно или несколько выпускных отверстий повышенного уровня расположения, как это проиллюстрировано на фиг.19 и 20, то предпочтительно, чтобы выпускное отверстие (отверстия) повышенного уровня расположения располагалось бы поблизости от горизонтальной доли Т-макс. Предпочтительно выпускное отверстие повышенного уровня расположения располагается в пределах 10 горизонтальных слоев от горизонтального слой Т-макс, более предпочтительно в пределах 5 горизонтальных слоев от горизонтального слоя Т-макс, а наиболее предпочтительно в пределах 2 горизонтальных слоев от горизонтального слоя Т-макс.As discussed above, if a temperature gradient in height exists in the reaction medium 36, it may be advantageous to select the reaction medium 36 at an elevated position where the temperature of the reaction medium is maximum, especially when the selected product is subjected to additional processing at elevated temperatures. Thus, if the reaction medium 36 is withdrawn from the reaction zone 28 through one or more outlet openings of an increased location, as illustrated in FIGS. 19 and 20, it is preferable that the outlet (s) of an increased location would be located close to the horizontal portion T-max Preferably, the elevated outlet is located within 10 horizontal layers from the horizontal T-max layer, more preferably within 5 horizontal layers from the horizontal T-max layer, and most preferably within 2 horizontal layers from the horizontal T-max layer.

В данный момент следует отметить то, что многие из признаков изобретения, описанные в настоящем документе, могут быть использованы в системах с несколькими реакторами окисления - а не просто в системах, использующих единственный реактор окисления. В дополнение к этому определенные признаки изобретения, описанные в настоящем документе, могут быть использованы в реакторах окисления с механическим перемешиванием и/или с перемешиванием потоком - а не просто в реакторах с барботажным перемешиванием (то есть барботажных реакторных колоннах). Например, изобретатели выявили определенные преимущества, связанные с разбиением на ступени/варьированием в отношении концентрации кислорода и/или скорости расходования кислорода по всему объему реакционной среды. Преимущества, реализуемые в результате разбиения на ступени в отношении концентрации/расходования кислорода в реакционной среде, можно реализовать вне зависимости от того, будет ли общий объем реакционной среды содержаться в единственной емкости или в нескольких емкостях. Кроме того, преимущества, реализуемые в результате разбиения на ступени в отношении концентрации/расходования кислорода в реакционной среде, можно реализовать вне зависимости от того, будет ли реакционная емкость (емкости) иметь механическое перемешивание, перемешивание потоком и/или барботажное перемешивание.At this point, it should be noted that many of the features of the invention described herein can be used in systems with multiple oxidation reactors - and not just in systems using a single oxidation reactor. In addition, certain features of the invention described herein can be used in oxidation reactors with mechanical stirring and / or with stirring with a stream - and not just in bubbling reactors (i.e., bubbler reactors). For example, the inventors have identified certain advantages associated with staging / variation with respect to oxygen concentration and / or oxygen consumption rate over the entire volume of the reaction medium. The benefits of staging in relation to the concentration / consumption of oxygen in the reaction medium can be realized regardless of whether the total volume of the reaction medium is contained in a single vessel or in several vessels. In addition, the benefits realized by dividing into steps with respect to the concentration / consumption of oxygen in the reaction medium can be realized regardless of whether the reaction vessel (s) have mechanical stirring, flow mixing and / or bubbling.

Один способ получения количественных характеристик для степени разбиения на ступени в отношении концентрации и/или скорости расходования кислорода в реакционной среде заключается в сравнении двух или более обособленных 20% сплошных объемов реакционной среды. Данные 20% сплошные объемы не обязательно должны определяться какой-либо конкретной формой. Однако каждый 20% сплошной объем должен быть сформирован из объема реакционной среды, образованного примыкающими друг к другу его частями (то есть каждый объем является «сплошным»), и 20% сплошные объемы не должны перекрываться друг с другом (то есть объемы являются «обособленными»). Фиг.29-31 иллюстрируют то, что данные обособленные 20% сплошные объемы могут располагаться в одном и том же реакторе (фиг.29) или в нескольких реакторах (фиг.30 и 31). Необходимо отметить то, что реакторы, проиллюстрированные на фиг.29-31, могут представлять собой реакторы с механическим перемешиванием, перемешиванием потоком и/или барботажным перемешиванием. В одном варианте реализации предпочтительно, чтобы реакторы, проиллюстрированные на фиг.29-31, представляли бы собой реакторы с барботажным перемешиванием (то есть барботажные колонны реакторного типа).One way to obtain quantitative characteristics for the degree of staging in relation to the concentration and / or rate of oxygen consumption in the reaction medium is to compare two or more isolated 20% continuous volumes of the reaction medium. These 20% continuous volumes need not be determined by any particular form. However, each 20% continuous volume must be formed from the volume of the reaction medium formed by its adjacent parts (that is, each volume is “continuous”), and 20% continuous volumes should not overlap with each other (i.e., the volumes are “isolated” "). FIGS. 29-31 illustrate that these isolated 20% continuous volumes may be located in the same reactor (FIG. 29) or in multiple reactors (FIGS. 30 and 31). It should be noted that the reactors illustrated in FIGS. 29-31 may be mechanical agitated, flow agitated and / or bubbled agitated reactors. In one embodiment, it is preferable that the reactors illustrated in FIGS. 29-31 be bubbler reactors (i.e., reactor type bubblers).

Если обратиться теперь к фиг.29, то можно сказать, что на ней проиллюстрирован реактор 20 как вмещающий реакционную среду 36. Реакционная среда 36 включает первый обособленный 20% сплошной объем 37 и второй обособленный 20% сплошной объем 39.Turning now to FIG. 29, it can be said that it illustrates reactor 20 as containing the reaction medium 36. The reaction medium 36 includes a first isolated 20% continuous volume 37 and a second isolated 20% continuous volume 39.

Если обратиться теперь к фиг.30, то можно сказать, что на ней проиллюстрирована система с несколькими реакторами как включающая первый реактор 720а и второй реактор 720b. Реакторы 720а, b совместно вмещают общий объем реакционной среды 736. Первый реактор 720а вмещает первую часть реакционной среды 736а, в то время как второй реактор 720b вмещает вторую часть реакционной среды 736b. Первый обособленный 20% сплошной объем 737 реакционной среды 736 продемонстрирован как определенный в пределах первого реактора 720а, в то время как второй обособленный 20% сплошной объем 739 реакционной среды 736 продемонстрирован как определенный в пределах второго реактора 720b.Turning now to FIG. 30, we can say that it illustrates a system with several reactors as including a first reactor 720a and a second reactor 720b. Reactors 720a, b together contain the total volume of the reaction medium 736. The first reactor 720a contains the first part of the reaction medium 736a, while the second reactor 720b contains the second part of the reaction medium 736b. The first isolated 20% continuous volume 737 of the reaction medium 736 is shown to be defined within the first reactor 720a, while the second isolated 20% continuous volume 739 of the reaction medium 736 is shown to be determined within the second reactor 720b.

Если обратиться теперь к фиг.31, то можно сказать, что на ней проиллюстрирована система с несколькими реакторами как включающая первый реактор 820а, второй реактор 820b и третий реактор 820с. Реакторы 820а, b, c совместно вмещают общий объем реакционной среды 836. Первый реактор 820а вмещает первую часть реакционной среды 836а; второй реактор 820b вмещает вторую часть реакционной среды 836b; а третий реактор вмещает 820с вмещает третью часть реакционной среды 836с. Первый обособленный 20% сплошной объем 837 реакционной среды 836 продемонстрирован как определенный в пределах первого реактора 820а; второй обособленный 20% сплошной объем 839 реакционной среды 836 продемонстрирован как определенный в пределах второго реактора 820b; а третий обособленный 20% сплошной объем 841 реакционной среды 836 продемонстрирован как определенный в пределах третьего реактора 820с.Turning now to FIG. 31, it can be said that it illustrates a multi-reactor system as including a first reactor 820a, a second reactor 820b, and a third reactor 820c. Reactors 820a, b, c together contain the total volume of the reaction medium 836. The first reactor 820a contains the first part of the reaction medium 836a; a second reactor 820b accommodates a second portion of the reaction medium 836b; and the third reactor holds 820s and accommodates a third of the reaction medium 836c. The first isolated 20% continuous volume 837 of reaction medium 836 is shown to be defined within the first reactor 820a; a second isolated 20% continuous volume 839 of reaction medium 836 is shown to be defined within the second reactor 820b; and a third isolated 20% continuous volume 841 of reaction medium 836 is shown to be defined within the third reactor 820c.

Разбиение на ступени в отношении доступности кислорода в реакционной среде можно количественно охарактеризовать при отнесении к 20% сплошному объему реакционной среды, содержащей наиболее обогащенную мольную долю кислорода в газовой фазе, и при отнесении к 20% сплошному объему реакционной среды, содержащей наиболее обедненную мольную долю кислорода в газовой фазе. В газовой фазе обособленного 20% сплошного объема реакционной среды, имеющей наивысшую концентрацию кислорода в газовой фазе, усредненная по времени и объему концентрация кислорода, при расчете для влажного состояния, предпочтительно находится в диапазоне от приблизительно 3 до приблизительно 18% мольных, более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 3,5 до приблизительно 14% мольных, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 4 до 10% мольных. В газовой фазе обособленного 20% сплошного объема реакционной среды, имеющей наименьшую концентрацию кислорода в газовой фазе, усредненная по времени и объему концентрация кислорода, при расчете для влажного состояния, предпочтительно находится в диапазоне от приблизительно 0,3 до приблизительно 5% мольных, более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 0,6 до приблизительно 4% мольных, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 0,9 до 3% мольных. Кроме того, соотношение между усредненными по времени и объему концентрациями кислорода, при расчете для влажного состояния, в наиболее обогащенном 20% сплошном объеме реакционной среды и в наиболее обедненном 20% сплошном объеме реакционной среды предпочтительно находится в диапазоне от приблизительно 1,5:1 до приблизительно 20:1, более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 2:1 до приблизительно 12:1, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 3:1 до 9:1.The stage separation with respect to the availability of oxygen in the reaction medium can be quantitatively characterized when assigned to a 20% continuous volume of the reaction medium containing the most enriched molar fraction of oxygen in the gas phase, and when assigned to a 20% continuous volume of the reaction medium containing the most depleted molar fraction of oxygen in the gas phase. In the gas phase of an isolated 20% continuous volume of the reaction medium having the highest oxygen concentration in the gas phase, the concentration of oxygen averaged over time and volume, calculated for the wet state, is preferably in the range of from about 3 to about 18% molar, more preferably in the range from about 3.5 to about 14% molar, and most preferably in the range from 4 to 10% molar. In the gas phase of an isolated 20% continuous volume of the reaction medium having the lowest oxygen concentration in the gas phase, the concentration of oxygen averaged over time and volume, calculated for the wet state, is preferably in the range of about 0.3 to about 5% molar, more preferably in the range of about 0.6 to about 4% mole, and most preferably in the range of 0.9 to 3% mole. In addition, the ratio between the time and volume averaged oxygen concentrations, calculated for the wet state, in the most enriched 20% continuous volume of the reaction medium and in the most depleted 20% continuous volume of the reaction medium is preferably in the range from about 1.5: 1 to about 20: 1, more preferably in the range of from about 2: 1 to about 12: 1, and most preferably in the range of from 3: 1 to 9: 1.

Количественные характеристики для разбиения на ступени в отношении скорости расходования кислорода в реакционной среде могут быть получены при выражении через значение STR по кислороду, что первоначально описано выше. Значение STR по кислороду было ранее описано в глобальном смысле (то есть из перспективы среднего значения STR по кислороду для общей реакционной среды); однако значение STR по кислороду также можно рассматривать и в локальном смысле (то есть часть реакционной среды) для того, чтобы получить количественные характеристики для разбиения на ступени в отношении скорости расходования кислорода по всему объему реакционной среды.Quantitative characteristics for staging in relation to the rate of oxygen consumption in the reaction medium can be obtained by expressing the oxygen as STR value, which was originally described above. The oxygen STR value has been previously described in a global sense (that is, from the perspective of the average oxygen STR value for the total reaction medium); however, the oxygen STR value can also be considered in the local sense (i.e., part of the reaction medium) in order to obtain quantitative characteristics for staging in relation to the oxygen consumption rate over the entire volume of the reaction medium.

Изобретатели обнаружили то, что очень полезным является стимулирование варьирования значения STR по кислороду по всему объему реакционной среды в общем соответствии с желательными градиентами, описанными в настоящем документе в отношении давления в реакционной среде и мольной доли молекулярного кислорода в газовой фазе реакционной среды. Таким образом, предпочтительно, чтобы соотношение между значением STR по кислороду для первого обособленного 20% сплошного объема реакционной среды и значением STR по кислороду для второго обособленного 20% сплошного объема реакционной среды находилось бы в диапазоне от приблизительно 1,5:1 до приблизительно 20:1, более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 2:1 до приблизительно 12:1, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 3:1 до 9:1. В одном варианте реализации по сравнению со «вторым обособленным 20% сплошным объемом» «первый обособленный 20% сплошной объем» располагается ближе к позиции, в которой в реакционную среду первоначально вводят молекулярный кислород. Данные большие градиенты значения STR по кислороду являются желательными вне зависимости от того, будет ли реакционная среда частичного окисления вмещаться в барботажной колонне реакторного типа окисления или в любом другом типе реакционной емкости, в которой создаются градиенты давления и/или мольной доли молекулярного кислорода в газовой фазе реакционной среды (например, в емкости с механическим перемешиванием, имеющей несколько расположенных по высоте зон перемешивания, что достигается в результате использования нескольких крыльчаток, характеризующейся наличием сильного радиального течения, при возможном усилении результата в результате наличия сборных модулей в виде в общем случае горизонтальных перегородок, при этом поток окислителя поднимается в общем случае снизу вверх от позиции подачи поблизости от нижней части реакционной емкости несмотря на то, что в пределах каждой расположенной по высоте зоне перемешивания может иметь место значительная степень обратного перемешивания потока окислителя, и что определенный уровень обратного смешения потока окислителя может иметь место и между примыкающими расположенными по высоте зонами перемешивания). То есть изобретатели выявили то, что в случае существования градиента давления и/или мольной доли молекулярного кислорода в газовой фазе реакционной среды желательным является создание подобного градиента химической потребности в растворенном кислороде при использовании способов, описанных в настоящем документе.The inventors have found that it is very useful to stimulate the variation of the STR value for oxygen over the entire volume of the reaction medium in general accordance with the desired gradients described herein in relation to the pressure in the reaction medium and the molar fraction of molecular oxygen in the gas phase of the reaction medium. Thus, it is preferable that the ratio between the oxygen STR value for the first isolated 20% continuous volume of the reaction medium and the oxygen STR value for the second isolated 20% continuous volume of the reaction medium is in the range from about 1.5: 1 to about 20: 1, more preferably in the range of from about 2: 1 to about 12: 1, and most preferably in the range of from 3: 1 to 9: 1. In one embodiment, compared to the "second isolated 20% continuous volume", the "first isolated 20% continuous volume" is closer to the position at which molecular oxygen is initially introduced into the reaction medium. These large oxygen oxygen gradients are desirable regardless of whether the partial oxidation reaction medium is contained in a bubble column of the oxidation type reactor or in any other type of reaction vessel in which pressure and / or molar fractions of molecular oxygen in the gas phase are created reaction medium (for example, in a vessel with mechanical stirring, having several mixing zones located along the height, which is achieved by using several impellers current, characterized by the presence of a strong radial flow, with the possible amplification of the result as a result of the availability of prefabricated modules in the form of generally horizontal partitions, while the oxidizer flow rises generally from the bottom up from the feed position near the bottom of the reaction vessel, despite the fact that Within each mixing zone located at a height, a significant degree of reverse mixing of the oxidizing stream may occur, and that a certain level of reverse mixing of the oxidizing stream will A can occur between adjacent spaced adjustment stirring zones). That is, the inventors have revealed that if there is a pressure gradient and / or a molar fraction of molecular oxygen in the gas phase of the reaction medium, it is desirable to create a similar gradient of the chemical demand for dissolved oxygen using the methods described herein.

Предпочтительные способы стимулирования варьирования локальных значений STR по кислороду заключаются в управлении позициями подачи окисляемого соединения и в управлении перемешиванием жидкой фазы реакционной среды в целях регулирования градиентов концентрации окисляемого соединения в соответствии с другими моментами из описания настоящего изобретения. Другие подходящие способы стимулирования варьирования локальных значений STR включают стимулирование варьирования активности в реакции в результате стимулирования варьирования локальной температуры и в результате изменения локальной смеси компонентов катализатора и растворителя (например, в результате введения дополнительного количества газа для стимулирования охлаждения испарением в конкретной части реакционной среды и в результате добавления потока растворителя, содержащего повышенное количество воды для уменьшения активности в конкретной части реакционной среды).Preferred methods of stimulating the variation of the local oxygen STR values are to control the feed positions of the oxidizable compound and to control the mixing of the liquid phase of the reaction medium in order to control the concentration gradients of the oxidizable compound in accordance with other aspects of the present invention. Other suitable methods of stimulating variation in local STR values include stimulating a variation in activity in the reaction by stimulating a variation in local temperature and by changing a local mixture of catalyst and solvent components (for example, by introducing additional gas to stimulate cooling by evaporation in a specific part of the reaction medium and in by adding a solvent stream containing an increased amount of water to reduce activity and in a specific part of the reaction medium).

Как обсуждалось выше в том, что касается фиг.30 и 31, реакцию частичного окисления в подходящем случае можно проводить в нескольких реакционных емкостях, где, по меньшей мере, часть, предпочтительно, по меньшей мере, 25%, более предпочтительно, по меньшей мере, 50%, а наиболее предпочтительно, по меньшей мере, 75%, от молекулярного кислорода, покидающего первую реакционную емкость, перепускают в одну или несколько последующих реакционных емкостей для расходования дополнительной порции, предпочтительно более чем 10%, более предпочтительно более чем 20%, а наиболее предпочтительно более чем 40%, от молекулярного кислорода, покидающего первую/расположенную раньше на технологической схеме реакционную емкость. При использовании такого последовательного течения молекулярного кислорода из одного реактора в другие желательно, чтобы первая реакционная емкость функционировала бы при интенсивности реакции, более высокой по сравнению с тем, что имеет место в, по меньшей мере, одной из последующих реакционных емкостей, предпочтительно при соотношении между средним по емкости значением STR по кислороду в пределах первой реакционной емкости и средним по емкости значением STR по кислороду в пределах последующей реакционной емкости в диапазоне от приблизительно 1,5:1 до приблизительно 20:1, более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 2:1 до приблизительно 12:1, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 3:1 до 9:1.As discussed above with respect to FIGS. 30 and 31, the partial oxidation reaction may suitably be carried out in several reaction vessels, where at least a portion, preferably at least 25%, more preferably at least , 50%, and most preferably at least 75%, of the molecular oxygen leaving the first reaction vessel is transferred to one or more subsequent reaction vessels to spend an additional portion, preferably more than 10%, more preferably more than 20%, and most preferably more than 40%, of molecular oxygen leaving the first / previously located reaction vessel in the process flow chart. When using such a sequential flow of molecular oxygen from one reactor to another, it is desirable that the first reaction vessel function at a reaction rate higher than that which takes place in at least one of the subsequent reaction vessels, preferably with a ratio between the average oxygen capacity STR for the oxygen within the first reaction vessel and the oxygen average STR value for the oxygen within the subsequent reaction vessel in the range of approx. in particular 1.5: 1 to about 20: 1, more preferably in the range from about 2: 1 to about 12: 1, and most preferably in the range from 3: 1 to 9: 1.

Как обсуждалось выше, подходящими для последовательного течения молекулярного кислорода в последующие реакционные емкости в соответствии с настоящим изобретением являются все типы первой реакционной емкости (например; барботажная колонна, аппараты с механическим перемешиванием, с обратным перемешиванием, с внутренним разбиением на ступени, с течением в режиме идеального вытеснения и тому подобное) и все типы последующих реакционных емкостей, которые могут относиться, а могут и не относиться к типу, отличному от первой реакционной емкости. Способы стимулирования уменьшения среднего по емкости значения STR по кислороду в пределах последующих реакционных емкостей в подходящем случае включают уменьшение температуры, уменьшение концентраций окисляемого соединения и уменьшение активности в реакции для конкретной смеси каталитических компонентов и растворителя (например, уменьшение концентрации кобальта, увеличение концентрации воды и добавление замедлителя катализатора, такого как небольшие количества ионной меди).As discussed above, all types of the first reaction vessel (e.g., bubble column, mechanical agitators, backmixers, internally divided into stages, flowing in mode, are suitable for the sequential flow of molecular oxygen into subsequent reaction vessels in accordance with the present invention. ideal displacement and the like) and all types of subsequent reaction vessels that may or may not be of a type different from the first reaction vessel STI. Methods of stimulating a decrease in the average capacity oxygen STR value within subsequent reaction vessels may suitably include decreasing the temperature, decreasing the concentration of the oxidizable compound, and decreasing the activity in the reaction for a particular mixture of catalytic components and solvent (e.g., decreasing the concentration of cobalt, increasing the concentration of water, and adding a catalyst retarder such as small amounts of ionic copper).

При течении потока из первой реакционной емкости в последующую реакционную емкость поток окислителя можно подвергнуть переработке при использовании любых способов, известных на современном уровне техники, таких как сжатие или уменьшение давления, охлаждение или нагревание и удаление массы или добавление массы в любом количестве или любого типа. Однако использование уменьшения среднего по емкости значения STR по кислороду в последующих реакционных емкостях является в особенности полезным тогда, когда абсолютное давление в верхней части первой реакционной емкости составляет величину, меньшую, чем приблизительно 2,0 МПа, более предпочтительно меньшую, чем приблизительно 1,6 МПа, а наиболее предпочтительно меньшую, чем 1,2 МПа. Кроме того, использование уменьшения среднего по емкости значения STR по кислороду в последующих реакционных емкостях является в особенности полезным тогда, когда соотношение между абсолютным давлением в верхней части первой реакционной емкости и абсолютным давлением в верхней части, по меньшей мере, одной последующей реакционной емкости находится в диапазоне от приблизительно 0,5:1 до 6:1, более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 0,6:1 до приблизительно 4:1, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 0,7:1 до 2:1. Уменьшение давления в последующих емкостях до уровня, меньшего данных нижних пределов, накладывается на уменьшение доступности молекулярного кислорода, а увеличение давления выше данных верхних пределов требует использования значительных затрат по сравнению с применением свежей подачи окислителя.When the stream flows from the first reaction vessel to the subsequent reaction vessel, the oxidizing stream can be processed using any methods known in the art, such as compressing or reducing pressure, cooling or heating and removing the mass, or adding the mass in any quantity or any type. However, the use of decreasing the average capacity oxygen STR for oxygen in subsequent reaction vessels is particularly useful when the absolute pressure at the top of the first reaction vessel is less than about 2.0 MPa, more preferably less than about 1.6 MPa, and most preferably less than 1.2 MPa. In addition, the use of decreasing the average oxygen capacity STR for oxygen in subsequent reaction vessels is particularly useful when the ratio between the absolute pressure in the upper part of the first reaction vessel and the absolute pressure in the upper part of at least one subsequent reaction vessel is a range from about 0.5: 1 to 6: 1, more preferably in a range from about 0.6: 1 to about 4: 1, and most preferably in a range from 0.7: 1 to 2: 1. A decrease in pressure in subsequent vessels to a level lower than these lower limits is superimposed on a decrease in the availability of molecular oxygen, and an increase in pressure above these upper limits requires significant costs compared to using a fresh supply of oxidizing agent.

При использовании последовательного течения молекулярного кислорода в последующие реакционные емкости, характеризующиеся уменьшением средних по емкости значений STR по кислороду, свежие потоки исходного подаваемого материала, образуемым окисляемым соединением, растворителем и окислителем, могут перетекать в последующие реакционные емкости и/или в первую реакционную емкость. Потоки жидкой фазы и твердой фазы, в случае ее наличия, реакционной среды могут перемещаться в любом направлении между реакционными емкостями. Все количество или часть газовой фазы, покидающей первую реакционную емкость и поступающей в последующую реакционную емкость, может перетекать отделенным от частей жидкой фазы или твердой фазы, в случае ее наличия, реакционной среды из первой реакционной емкости или может перетекать смешанным с ними. Течение потока продукта, содержащего жидкую фазу и твердую фазу, в случае ее наличия, может направляться на отбор из реакционной среды в любой реакционной емкости в системе.When using a sequential flow of molecular oxygen into subsequent reaction vessels, characterized by a decrease in capacity average values of oxygen STR, the fresh feed streams formed by the oxidizable compound, solvent, and oxidizing agent may flow into subsequent reaction vessels and / or into the first reaction vessel. The flows of the liquid phase and the solid phase, if any, of the reaction medium can move in any direction between the reaction vessels. All or part of the gas phase leaving the first reaction vessel and entering the subsequent reaction vessel may flow separated from the liquid phase or solid phase, if present, the reaction medium from the first reaction vessel or may flow mixed with them. The flow of a product containing a liquid phase and a solid phase, if present, can be directed to selection from the reaction medium in any reaction vessel in the system.

Если обратиться опять к фиг.1-29, то можно сказать, что в одном варианте реализации настоящего изобретения барботажная колонна реакторного типа окисления 20 характеризуется значительно повышенной производительностью по сравнению с обычно используемыми барботажными реакторными колоннами окисления, в особенности с обычными барботажными реакторными колоннами, используемыми для получения терефталевой кислоты. Для того чтобы добиться получения повышенных значений производительности, размер барботажной колонны реакторного типа 20 должен быть увеличен. Однако динамика течения текучей многофазной среды в условиях естественной конвекции для реакционной среды в такой масштабно увеличенной барботажной колонне реакторного типа доставляющим беспокойство образом в значительной степени отличается от динамики течения в более мелких обычно используемых реакторах. Было обнаружено то, что для обеспечения надлежащей функциональности высокопроизводительных масштабно увеличенных барботажных колонн окисления реакторного типа существенными являются определенные конструкционные и эксплуатационные параметры.Turning again to Figs. to obtain terephthalic acid. In order to achieve higher performance values, the size of the bubble column reactor type 20 must be increased. However, the flow dynamics of a multiphase fluid under natural convection conditions for the reaction medium in such a scaled-up bubbler column of a reactor type in a disturbing manner is significantly different from the flow dynamics in smaller commonly used reactors. It has been found that, in order to ensure the proper functionality of the high-throughput, scaled-up bubble reactor oxidation-type oxidation columns, certain structural and operational parameters are essential.

Если барботажная колонна 20 будет представлять собой высокопроизводительную масштабно увеличенную барботажную колонну реакторного типа окисления, соответствующую одному варианту реализации настоящего изобретения, то тогда высота «Н» реакционной среды 36 предпочтительно будет составлять, по меньшей мере, приблизительно 30 м, более предпочтительно находиться в диапазоне от приблизительно 35 до приблизительно 70 м, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 40 до 60 м. Плотность и высота реакционной среды 36 в масштабно увеличенной барботажной колонне реакторного типа 20 приводит к возникновению значительной разности давлений между верхом реакционной среды 36 и низом реакционной среды 36. Предпочтительно разность давлений между верхом и низом реакционной среды 36 составляет, по меньшей мере, приблизительно 1 бар, более предпочтительно, по меньшей мере, приблизительно 1,4 бар, а наиболее предпочтительно находится в диапазоне от 1,6 до 3 бар. Максимальная ширина «W» реакционной среды 36 предпочтительно составляет, по меньшей мере, приблизительно 2,5 м, более предпочтительно находится в диапазоне от приблизительно 3 до приблизительно 20 м, еще более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 3,25 до приблизительно 12 м, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 4 до 10 м. Соотношение H:W для реакционной среды 36 предпочтительно составляет, по меньшей мере, приблизительно 6:1, более предпочтительно находится в диапазоне от приблизительно 8:1 до приблизительно 20:1, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 9:1 до 15:1. Общий объем реакционной среды 36 и/или зоны реакции 28 предпочтительно составляет, по меньшей мере, приблизительно 250 м³, более предпочтительно, по меньшей мере, приблизительно 500 м³, а наиболее предпочтительно, по меньшей мере, 1000 м³.If the bubble column 20 is a high-performance, scaled-up oxidation reactor bubble column according to one embodiment of the present invention, then the height “H” of the reaction medium 36 will preferably be at least about 30 m, more preferably in the range of about 35 to about 70 m, and most preferably in the range of 40 to 60 m. The density and height of the reaction medium 36 in a large-scale bubbler a reactor type column 20 results in a significant pressure difference between the top of the reaction medium 36 and the bottom of the reaction medium 36. Preferably, the pressure difference between the top and bottom of the reaction medium 36 is at least about 1 bar, more preferably at least about 1 4 bar, and most preferably is in the range of 1.6 to 3 bar. The maximum width "W" of the reaction medium 36 is preferably at least about 2.5 m, more preferably in the range of from about 3 to about 20 m, even more preferably in the range of from about 3.25 to about 12 m, and most preferably in the range of 4 to 10 m. The H: W ratio for the reaction medium 36 is preferably at least about 6: 1, more preferably in the range from about 8: 1 to about 20: 1, and most preferred in the range from about 9: 1 to 15: 1. The total volume of the reaction medium 36 and / or reaction zone 28 is preferably at least about 250 m ³ , more preferably at least about 500 m ³ , and most preferably at least 1000 m ³ .

Во время функционирования масштабно увеличенной барботажной колонны реакторного типа окисления 20 предпочтительно, чтобы усредненный по времени расход на единицу сечения потока для газовой фазы реакционной среды 36 на одной четверти высоты, половине высоты и/или трех четвертях высоты находился бы в диапазоне от приблизительно 0,8 до приблизительно 5 м/с, более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 0,9 до приблизительно 3 м/с, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 1 до 2 м/с. В случае использования масштабно увеличенной барботажной колонны реакторного типа окисления 20 для получения терефталевой кислоты в результате частичного окисления пара-ксилола предпочтительно, чтобы пара-ксилол подавали бы в зону реакции 28 с расходом, равным, по меньшей мере, приблизительно 11000 кг/час, более предпочтительно с расходом, находящимся в диапазоне от приблизительно 20000 до приблизительно 100000 кг/час, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 30000 до 80000 кг/час. Производительность по терефталевой кислоте у масштабно увеличенной барботажной колонны 20 предпочтительно составляет, по меньшей мере, приблизительно 400 тонн в день, более предпочтительно, по меньшей мере, приблизительно 700 тонн в день, а наиболее предпочтительно находится в диапазоне от 750 до 3000 тонн в день. Другие конструкционные и эксплуатационные параметры для масштабно увеличенной барботажной колонны реакторного типа окисления 20 могут быть по существу теми же самыми, что и те, что первоначально описывались выше в том, что касается фиг.1-29.During operation of the scaled-up oxidation reactor bubble column 20, it is preferred that the time-averaged flow rate per unit cross section for the gas phase of reaction medium 36 be one quarter of the height, half of the height and / or three quarters of the height, in the range of about 0.8 to about 5 m / s, more preferably in the range of from about 0.9 to about 3 m / s, and most preferably in the range of from 1 to 2 m / s. In the case of using a large-scale bubble column reactor oxidation type 20 to obtain terephthalic acid by partial oxidation of para-xylene, it is preferable that para-xylene would be fed into the reaction zone 28 with a flow rate of at least about 11000 kg / h, more preferably with a flow rate in the range of from about 20,000 to about 100,000 kg / h, and most preferably in the range of from 30,000 to 80,000 kg / h. The terephthalic acid productivity of the scaled bubble column 20 is preferably at least about 400 tons per day, more preferably at least about 700 tons per day, and most preferably is in the range of 750 to 3000 tons per day. Other structural and operational parameters for the scaled-up bubble column reactor oxidation type 20 may be essentially the same as those originally described above with respect to FIGS.

Было обнаружено то, что улучшению динамики течения текучей среды для реакционной среды может способствовать варьирование площади горизонтального поперечного сечения зоны реакции барботажной колонны реакторного типа по высоте реактора, в особенности, в обсуждавшихся выше конструкциях масштабно увеличенных барботажных колонн окисления реакторного типа. Если обратиться теперь к фиг.32, то можно сказать, что в одном варианте реализации настоящего изобретения корпус 22 барботажной колонны реакторного типа окисления 20 включает более широкую нижнюю секцию 23, узкую верхнюю секцию 25 и переходную секцию 27. Предпочтительно нижняя и верхняя секции 23, 25 являются по существу цилиндрическими по форме и выровненными относительно общей центральной вертикальной оси. Переходная секция 27 может иметь много подходящих форм (например, форма горизонтальной плоскости, форма эллипса 2:1, форма полусферы и тому подобное). Предпочтительно переходная секция 27 в общем случае представляет собой элемент в форме усеченного конуса, который для корпуса 22 обеспечивает переход от широкой нижней секции 23 к узкой верхней секции 25. Нижняя секция 23 корпуса 22 определяет широкую нижнюю зону реакции 29. Верхняя секция 25 корпуса 22 определяет узкую верхнюю зону реакции 31. Переходная секция 27 определяет переходную зону, расположенную в промежутке между нижней и верхней зонами реакции 29, 31. Нижняя зона реакции 29, верхняя зона реакции 31 и переходная зона совместно образуют общую зону реакции барботажной колонны реакторного типа окисления 20, которая принимает многофазную реакционную среду 36.It has been found that varying the horizontal cross-sectional area of the reaction zone of a bubble column reactor type along the height of the reactor can contribute to improving the dynamics of the fluid flow for the reaction medium, especially in the above-discussed designs of scaled bubble reactor oxidation column columns. Referring now to FIG. 32, it can be said that in one embodiment of the present invention, the oxidation reactor-type bubbler column housing 22 includes a wider lower section 23, a narrow upper section 25 and a transition section 27. Preferably, the lower and upper sections 23, 25 are substantially cylindrical in shape and aligned with a common central vertical axis. The transition section 27 may have many suitable shapes (for example, a horizontal plane shape, a 2: 1 ellipse shape, a hemisphere shape, and the like). Preferably, the transition section 27 is generally a truncated cone-shaped element that allows the housing 22 to transition from the wide lower section 23 to the narrow upper section 25. The lower section 23 of the housing 22 defines a wide lower reaction zone 29. The upper section 25 of the housing 22 defines narrow upper reaction zone 31. The transition section 27 defines a transition zone located between the lower and upper reaction zones 29, 31. The lower reaction zone 29, the upper reaction zone 31 and the transition zone together form a common ONU reaction bubble column oxidation reactor 20 that receives multi-phase reaction medium 36.

В предпочтительном варианте реализации настоящего изобретения максимальная площадь горизонтального поперечного сечения реакционной среды 36 в нижней зоне реакции 29, по меньшей мере, приблизительно на 10% превышает минимальную площадь поперечного сечения реакционной среды 36 в верхней зоне реакции 31. Более предпочтительно максимальная площадь горизонтального поперечного сечения реакционной среды 36 в нижней зоне реакции 29 превышает минимальную площадь горизонтального поперечного сечения реакционной среды 36 в верхней зоне реакции 31 на величину, находящуюся в диапазоне от приблизительно 25 до приблизительно 210%. Наиболее предпочтительно максимальная площадь горизонтального поперечного сечения реакционной среды 36 в нижней зоне реакции 29 превышает минимальную площадь горизонтального поперечного сечения реакционной среды 36 в верхней зоне реакции 31 на величину, находящуюся в диапазоне от 35 до 160%.In a preferred embodiment of the present invention, the maximum horizontal cross-sectional area of the reaction medium 36 in the lower reaction zone 29 is at least about 10% greater than the minimum cross-sectional area of the reaction medium 36 in the upper reaction zone 31. More preferably, the maximum horizontal cross-sectional area of the reaction medium 36 in the lower reaction zone 29 exceeds the minimum horizontal cross-sectional area of the reaction medium 36 in the upper reaction zone 31 in a value ranging from about 25 to about 210%. Most preferably, the maximum horizontal cross-sectional area of the reaction medium 36 in the lower reaction zone 29 exceeds the minimum horizontal cross-sectional area of the reaction medium 36 in the upper reaction zone 31 by a value ranging from 35 to 160%.

Как продемонстрировано на фиг.32, нижняя зона реакции 29 имеет максимальный диаметр «D_l», который превышает минимальный диаметр «D_u» верхней зоны реакции 31. Предпочтительно D_l составляет величину, по меньшей мере, приблизительно на 5% превышающую D_u. Более предпочтительно D_l превышает приблизительно D_u на величину, находящуюся в диапазоне от приблизительно 10 до приблизительно 100%. Наиболее предпочтительно D_l превышает D_u на величину в диапазоне от 15 до 50%. Фиг.32 также иллюстрирует то, что нижняя зона реакции 29 имеет максимальную высоту «L_l», верхняя зона реакции 31 имеет максимальную высоту «L_u», а переходная зона имеет максимальную высоту «L_t». Необходимо отметить то, что высота части реакционной среды 36, содержащейся в нижней зоне реакции 29, равна L_l, а высота части реакционной среды 36, содержащейся в переходной зоне, равна L_t. В одном варианте реализации высота части реакционной среды 36, расположенной в верхней зоне реакции 31, равна L_u. Однако в определенных случаях высота реакционной среды 36 в верхней зоне реакции 31 может быть меньшей, чем L_u. В других случаях общая высота реакционной среды 36 может выходить до уровня, расположенного выше верхнего уровня поверхности 50 верхней зоны реакции 31 (то есть общая высота реакционной среды 36 представляет собой величину, большую, чем сумма L_l плюс L_t плюс L_u). Предпочтительно общая высота реакционной среды 36 находится в пределах 50, 25 или 10% от L_u, отмеренных либо вверх, либо вниз от верхнего уровня поверхности 50 верхней зоны реакции 31. Предпочтительно барботажная колонна реакторного типа окисления 20 характеризуется соотношением L_l:L_u в диапазоне от приблизительно 0,05:1 до приблизительно 5:1, более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 0,1:1 до приблизительно 2,5:1, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 0,15:1 до 1,5:1. Предпочтительно барботажная колонна реакторного типа окисления 20 характеризуется соотношением L_l:D_l, превышающим приблизительно 0,5:1, более предпочтительно находящимся в диапазоне от приблизительно 1:1 до приблизительно 10:1, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 1,5:1 до 8:1. Барботажная колонна реакторного типа окисления 20 предпочтительно характеризуется соотношением L_u:D_u, превышающим приблизительно 2:1, более предпочтительно находящимся в диапазоне от приблизительно 2,5:1 до приблизительно 20:1, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 3:1 до 15:1. В предпочтительном варианте реализации настоящего изобретения L_l составляет, по меньшей мере, приблизительно 2 м, более предпочтительно L_l находится в диапазоне от приблизительно 4 до приблизительно 50 м, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 6 до 40 м. Предпочтительно L_u составляет, по меньшей мере, приблизительно 4 м, более предпочтительно находится в диапазоне от приблизительно 5 до приблизительно 80 м, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 10 до 60 м. Предпочтительно D_l находится в диапазоне от приблизительно 2 до приблизительно 12 м, более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 3,1 до приблизительно 10 м, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 4 до 9 м.As shown in FIG. 32, the lower reaction zone 29 has a maximum diameter “D _l ” that exceeds the minimum diameter “D _u ” of the upper reaction zone 31. Preferably, D _l is at least about 5% greater than D _u . More preferably, D _l exceeds about D _u by an amount in the range of from about 10 to about 100%. Most preferably, D _l exceeds D _u by an amount in the range of 15 to 50%. 32 also illustrates that the lower reaction zone 29 has a maximum height of "L _l ", the upper reaction zone 31 has a maximum height of "L _u ", and the transition zone has a maximum height of "L _t ". It should be noted that the height of the portion of the reaction medium 36 contained in the lower reaction zone 29 is L _l , and the height of the portion of the reaction medium 36 contained in the transition zone is L _t . In one embodiment, the height of the portion of the reaction medium 36 located in the upper reaction zone 31 is L _u . However, in certain cases, the height of the reaction medium 36 in the upper reaction zone 31 may be less than L _u . In other cases, the total height of the reaction medium 36 may reach a level located above the upper level of the surface 50 of the upper reaction zone 31 (i.e., the total height of the reaction medium 36 is a value greater than the sum of L _l plus L _t plus L _u ). Preferably, the total height of the reaction medium 36 is in the range of 50, 25 or 10% of L _u , measured either up or down from the upper level of the surface 50 of the upper reaction zone 31. Preferably, the oxidation reactor type bubble column 20 is characterized by a ratio of L _l : L _u in a range from about 0.05: 1 to about 5: 1, more preferably in a range from about 0.1: 1 to about 2.5: 1, and most preferably in a range from 0.15: 1 to 1.5: 1 . Preferably, the oxidation reactor type bubble column 20 is characterized by a ratio of L _l : D _l greater than about 0.5: 1, more preferably in the range from about 1: 1 to about 10: 1, and most preferably in the range from 1.5: 1 up to 8: 1. The oxidation reactor type bubble column 20 is preferably characterized by a ratio of L _u : D _u in excess of about 2: 1, more preferably in the range of from about 2.5: 1 to about 20: 1, and most preferably in the range of 3: 1 to 15 :one. In a preferred embodiment of the present invention, L _l is at least about 2 m, more preferably L _l is in the range from about 4 to about 50 m, and most preferably in the range from 6 to 40 m. Preferably, L _u is, according to at least about 4 meters, more preferably in the range of from about 5 to about 80 m, and most preferably in the range of 10 to 60 m. preferably D _l is in the range of from about 2 to about 12 m, bol e is preferably in the range from about 3.1 to about 10 m, and most preferably in the range of 4 to 9 m.

Фиг.32 также иллюстрирует то, что барботажная колонна реакторного типа окисления 20 имеет секцию отделения 26, расположенную выше верхней секции реакции 31. Секция отделения 26 определяет зону отделения 30. Как продемонстрировано на фиг.32, зона отделения 30 имеет максимальную высоту «Y» и максимальную ширину «Х». Предпочтительно, чтобы барботажная колонна реакторного типа окисления 20 характеризовалась бы соотношением Х:D_l в диапазоне от приблизительно 0,8:1 до приблизительно 4:1, наиболее предпочтительно в диапазоне от 1,1:1 до 2:1. Барботажная колонна реакторного типа окисления 20 предпочтительно характеризуется соотношением L_u:Y в диапазоне от приблизительно 1:1 до приблизительно 10:1, наиболее предпочтительно в диапазоне от 2:1 до 5:1. Барботажная колонна реакторного типа окисления 20 предпочтительно характеризуется соотношением L_l:Y в диапазоне от приблизительно 0,4:1 до приблизительно 8:1, наиболее предпочтительно в диапазоне от 0,6:1 до 4:1. Переходная секция 27 корпуса 22 имеет максимальный диаметр «D_l» примыкающей нижней секции 23 и минимальный диаметр «D_u» примыкающей верхней секции 25. Барботажная колонна реакторного типа окисления 20 предпочтительно характеризуется соотношением L_t:D_l в диапазоне от приблизительно 0,05:1 до приблизительно 5:1, наиболее предпочтительно в диапазоне от 0,1:1 до 2:1.FIG. 32 also illustrates that the oxidation reactor type bubble column 20 has a separation section 26 located above the upper reaction section 31. The separation section 26 defines the separation zone 30. As shown in FIG. 32, the separation zone 30 has a maximum height of “Y” and the maximum width is "X". Preferably, the oxidation reactor type bubble column 20 would have an X: D _l ratio in the range of about 0.8: 1 to about 4: 1, most preferably in the range of 1.1: 1 to 2: 1. The bubble column reactor oxidation type 20 is preferably characterized by a ratio of L _u : Y in the range from about 1: 1 to about 10: 1, most preferably in the range from 2: 1 to 5: 1. The bubble column reactor oxidation type 20 is preferably characterized by a ratio of L _l : Y in the range from about 0.4: 1 to about 8: 1, most preferably in the range from 0.6: 1 to 4: 1. The transition section 27 of the housing 22 has a maximum diameter "D _l " of the adjacent lower section 23 and a minimum diameter "D _u " of the adjacent upper section 25. The bubble column reactor oxidation type 20 is preferably characterized by a ratio of L _t : D _l in the range from about 0.05: 1 to about 5: 1, most preferably in the range of 0.1: 1 to 2: 1.

Варьирующаяся по высоте площадь горизонтального поперечного сечения барботажной колонны реакторного типа окисления 20, проиллюстрированной на фиг.32, обеспечивает получение части реакционной среды 36, содержащейся в верхней зоне реакции 31 и характеризующейся повышенным расходом газа на единицу сечения потока и повышенным удержанием газа по сравнению с тем, что имеет место для части реакционной среды 36, содержащейся в нижней зоне реакции 29. Предпочтительно усредненный по времени расход газа на единицу сечения потока для части реакционной среды 36, содержащейся в верхней зоне реакции 31, на половине высоты реакционной среды в верхней зоне реакции 31 составляет величину, по меньшей мере, приблизительно на 15% превышающую усредненный по времени расход газа на единицу сечения потока в части реакционной среды 36, содержащейся в нижней зоне реакции 29, на половине высоты реакционной среды в нижней зоне реакции 29. Более предпочтительно часть реакционной среды 36, содержащаяся в верхней зоне реакции 31, характеризуется усредненным по времени расходом газа на единицу сечения потока на половине высоты реакционной среды в верхней зоне реакции 31, которая превышает усредненный по времени расход газа на единицу сечения потока в части реакционной среды 36, содержащейся в нижней зоне реакции 29, на половине высоты реакционной среды в нижней зоне реакции 29 на величину в диапазоне от приблизительно 25 до приблизительно 210%. Наиболее предпочтительно часть реакционной среды 36, содержащаяся в верхней зоне реакции 31, характеризуется усредненным по времени расходом газа на единицу сечения потока на половине высоты реакционной среды в верхней зоне реакции 31, которая превышает усредненный по времени расход газа на единицу сечения потока в части реакционной среды 36, содержащейся в нижней зоне реакции 29, на половине высоты реакционной среды в нижней зоне реакции 29 на величину в диапазоне от 35 до 160%. Предпочтительно усредненное по времени и объему удержание газа в части реакционной среды 36, содержащейся в верхней зоне реакции 31, составляет величину, по меньшей мере, приблизительно на 4% превышающую усредненное по времени и объему удержание газа в части реакционной среды 36, содержащейся в нижней зоне реакции 29. Более предпочтительно усредненное по времени и объему удержание газа в части реакционной среды 36, содержащейся в верхней зоне реакции 31, превышает усредненное по времени и объему удержание газа в части реакционной среды 36, содержащейся в нижней зоне реакции 29, на величину, находящуюся в диапазоне от приблизительно 6 до приблизительно 80%. Наиболее предпочтительно усредненное по времени и объему удержание газа в части реакционной среды 36, содержащейся в верхней зоне реакции 31, превышает усредненное по времени и объему удержание газа в части реакционной среды 36, содержащейся в нижней зоне реакции 29, на величину, находящуюся в диапазоне от 8 до 70%.The height-varying horizontal cross-sectional area of the bubble column of the oxidation reactor type 20, illustrated in FIG. 32, provides a portion of the reaction medium 36 contained in the upper reaction zone 31 and characterized by an increased gas flow rate per unit cross section and increased gas retention compared to as is the case for part of the reaction medium 36 contained in the lower reaction zone 29. Preferably, the time-averaged gas flow rate per unit cross-section of the flow for part of the reaction medium 36 contained in the upper reaction zone 31, at half the height of the reaction medium in the upper reaction zone 31, is at least about 15% higher than the time-averaged gas flow rate per unit cross-section of the flow in the part of the reaction medium 36 contained in the lower the reaction zone 29, at half the height of the reaction medium in the lower reaction zone 29. More preferably, a portion of the reaction medium 36 contained in the upper reaction zone 31 is characterized by a time-averaged gas flow rate per unit cross-section of flow per floor the fault of the height of the reaction medium in the upper reaction zone 31, which exceeds the time-averaged gas flow rate per unit cross-section of the flow in the part of the reaction medium 36 contained in the lower reaction zone 29, at half the height of the reaction medium in the lower reaction zone 29 by a value in the range from approximately 25 to about 210%. Most preferably, the portion of the reaction medium 36 contained in the upper reaction zone 31 is characterized by a time-averaged gas flow rate per unit cross-section of the stream at half the height of the reaction medium in the upper reaction zone 31, which exceeds the time-averaged gas flow rate per unit cross-section of the stream in part of the reaction medium 36, contained in the lower reaction zone 29, at half the height of the reaction medium in the lower reaction zone 29 by a value in the range from 35 to 160%. Preferably, the time and volume averaged gas retention in the portion of the reaction medium 36 contained in the upper reaction zone 31 is at least about 4% higher than the time and volume averaged gas retention in the portion of the reaction medium 36 contained in the lower zone reaction 29. More preferably, the gas and gas retention averaged over time in a portion of the reaction medium 36 contained in the upper reaction zone 31 exceeds the gas and gas averaged over a time and volume retention in a portion of the reaction medium 36 containing located in the lower reaction zone 29, by a value in the range from about 6 to about 80%. Most preferably, the gas and gas retention averaged over a portion of the reaction medium 36 contained in the upper reaction zone 31 exceeds the gas and gas retention averaged over a time and volume in a portion of the reaction medium 36 contained in the lower reaction zone 29 by an amount in the range of 8 to 70%.

Несмотря на то что фиг.32 иллюстрирует очень конкретную двухступенчатую конструкцию барботажной колонны, имеющей цилиндрическую боковую стенку, необходимо понимать то, что в объем данного варианта реализации изобретения могут попадать и многие другие конструкции. Например, узкую верхнюю и широкую нижнюю секции реактора можно изготовить из одной или нескольких наклонных боковых стенок и/или множества сегментов боковых стенок со ступенчатым изменением диаметра. В любом случае сущность данного варианта реализации отражает формула изобретения, а не чертеж.Although FIG. 32 illustrates a very specific two-stage construction of a bubble column having a cylindrical side wall, it should be understood that many other structures may fall within the scope of this embodiment. For example, the narrow upper and wide lower sections of the reactor can be made of one or more inclined side walls and / or a plurality of segments of the side walls with a stepwise change in diameter. In any case, the essence of this implementation option reflects the claims, and not the drawing.

Как упоминалось выше, в определенных случаях может оказаться желательным использование более крупных барботажных колонн реакторного типа для того, чтобы добиться получения повышенных производительностей для одного реактора. Однако по мере того как размер барботажных колонн реакторного типа будет увеличиваться, характеристики течения текучей среды для многофазной реакционной среды, содержащейся в нем, начнут значительно отличаться от характеристик течения в реакторах меньшего объема. Было обнаружено то, что изменению характеристик течения текучей среды в более крупных барботажных реакторных колоннах можно противопоставить введение многофазной реакционной среды, содержащейся в барботажной колонне реакторного типа, в контакт с дополнительными вертикальными поверхностями. В соответствии с этим фиг.33-44 иллюстрируют различные способы обеспечения наличия дополнительных площадей вертикальных поверхностей в зоне реакции масштабно увеличенной барботажной колонны реакторного типа. Каждая из барботажных реакторных колонн, проиллюстрированных на фиг.33-44, включает один или несколько вертикальных внутренних элементов, содержащихся в зоне реакции барботажной колонны реакторного типа. Данные вертикальные внутренние элементы предусматриваются в дополнение к вертикальным работающим под давлением боковым стенкам реактора. Как обсуждалось ранее, реакционная среда, содержащаяся в барботажной колонне реакторного типа, имеет максимальную высоту «Н» и максимальную ширину «W». Минимальная ширина реакционной среды, наблюдающаяся выше высоты Н/5, в настоящем документе обозначается как «Wмин». В предпочтительном варианте реализации настоящего изобретения общая площадь вертикальной поверхности в барботажной колонне реакторного типа, которая находится в контакте с реакционной средой, предпочтительно превышает приблизительно 3,25WминН, более предпочтительно находится в диапазоне от приблизительно 3,5WминН до приблизительно 20WминН, еще более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 4WминН до приблизительно 15WминН, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 5WминН до 10WминН. Данная общая площадь вертикальной поверхности, которая находится в контакте с реакционной средой, включает всю площадь вертикальных поверхностей, в том числе вертикальных поверхностей работающей под давлением боковой стенки реактора и вертикальных поверхностей любых внутренних элементов, присутствующих в пределах зоны реакции. В соответствии с использованием в настоящем документе термин «вертикальный» обозначает нахождение в пределах менее чем 45° от вертикали. Предпочтительно вертикальные поверхности, находящиеся в контакте с реакционной средой в барботажной колонне реакторного типа, проходят под углом в пределах 30° от вертикали, более предпочтительно в пределах 15° от вертикали, еще более предпочтительно в пределах 5° от вертикали, а наиболее предпочтительно по существу вертикально.As mentioned above, in certain cases it may be desirable to use larger bubble column reactor columns in order to achieve higher production rates for a single reactor. However, as the size of the bubbler columns of the reactor type increases, the flow characteristics of the fluid for the multiphase reaction medium contained therein will begin to differ significantly from the flow characteristics in smaller reactors. It has been found that a change in the flow characteristics of the fluid in the larger bubble column reactors can be countered by contacting the multiphase reaction medium contained in the bubble column reactor with additional vertical surfaces. Accordingly, FIGS. 33-44 illustrate various methods for providing additional vertical surface areas in the reaction zone of a scaled bubble reactor type reactor. Each of the bubble column reactors illustrated in FIGS. 33-44 includes one or more vertical internal elements contained in the reaction zone of the bubble column reactor type. These vertical internal elements are provided in addition to the vertical pressure walls of the reactor. As previously discussed, the reaction medium contained in the bubble column reactor type has a maximum height of "H" and a maximum width of "W". The minimum width of the reaction medium observed above the H / 5 height is referred to herein as “Wmin”. In a preferred embodiment of the present invention, the total vertical surface area in the reactor type bubbler that is in contact with the reaction medium is preferably greater than about 3.25 W minN, more preferably in the range of about 3.5 W minN to about 20 W minN, even more preferably in the range from about 4WminN to about 15WminN, and most preferably in the range of 5WminN to 10WminN. This total vertical surface area that is in contact with the reaction medium includes the entire vertical surface area, including the vertical surfaces of the pressurized side wall of the reactor and the vertical surfaces of any internal elements present within the reaction zone. As used herein, the term “vertical” means being within less than 45 ° from the vertical. Preferably, the vertical surfaces in contact with the reaction medium in the bubble column reactor are angled within 30 ° from the vertical, more preferably within 15 ° from the vertical, even more preferably within 5 ° from the vertical, and most preferably substantially vertically.

Кроме того, предпочтительно, чтобы общая величина площади вертикальной поверхности, находящейся в контакте с реакционной средой, которую можно отнести к неработающим под давлением внутренним элементам, составляла бы, по меньшей мере, приблизительно 10% от общей величины площади вертикальной поверхности, находящейся в контакте с реакционной средой, которую можно отнести к работающим под давлением боковым стенкам емкости. Более предпочтительно общая площадь вертикальной поверхности, представляемой внутренними элементами и находящейся в контакте с реакционной средой, находится в диапазоне от приблизительно 15 до приблизительно 600% от общей площади вертикальной поверхности, представляемой работающими под давлением боковыми стенками и находящейся в контакте с реакционной средой, еще более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 25 до приблизительно 400%, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 35 до 200%. Присутствие дополнительной площади вертикальной поверхности при окислении в барботажной колонне может сделать возможными меньшие соотношения Н:W по сравнению с тем, что было бы возможным в обычно используемых барботажных реакторных колоннах, характеризующихся наличием незначительной дополнительной площади вертикальной поверхности или ее отсутствием. Таким образом, предпочтительно, чтобы соотношение Н:W у барботажной колонны реакторного типа, использующей дополнительную площадь вертикальной поверхности, находилось бы в диапазоне от приблизительно 3:1 до приблизительно 20:1, более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 3,5:1 до приблизительно 15:1, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 4:1 до 12:1.In addition, it is preferable that the total area of the vertical surface in contact with the reaction medium, which can be attributed to non-working under pressure internal elements, would be at least about 10% of the total area of the vertical surface in contact with reaction medium, which can be attributed to the pressure side walls of the vessel. More preferably, the total vertical surface area represented by the internal elements and in contact with the reaction medium is in the range of about 15% to about 600% of the total vertical surface area represented by the pressurized side walls and in contact with the reaction medium, even more preferably in the range of from about 25 to about 400%, and most preferably in the range of from 35 to 200%. The presence of additional vertical surface area during oxidation in the bubble column may make possible lower H: W ratios compared to what would be possible in commonly used bubble column reactors characterized by the presence of a small additional vertical surface area or its absence. Thus, it is preferable that the H: W ratio of the bubble column reactor using an additional vertical surface area be in the range of from about 3: 1 to about 20: 1, more preferably in the range of from about 3.5: 1 to about 15: 1, and most preferably in the range from 4: 1 to 12: 1.

Если обратиться теперь к варианту реализации, проиллюстрированному на фиг.33 и 34, то можно сказать, что барботажная колонна реакторного типа окисления 20 может включать единственную разделительную стенку 33, проходящую по диаметру от одной стороны боковой стенки 46 до противоположной стороны боковой стенки 46. Разделительную стенку 33 располагают выше барботера 34 таким образом, чтобы по существу весь поток окислителя ввести ниже области низа разделительной стенки 33. Таким образом, приблизительно половину газовой фазы реакционной среды 36, которая содержит нерастворенную часть потока окислителя, перепускают снизу вверх на каждой стороне разделительной стенки 33. Предпочтительно приблизительно половину потока исходного подаваемого материала вводят через впускное отверстие для исходного подаваемого материала 32а, расположенное на одной стороне разделительной стенки 33, а другую половину потока исходного подаваемого материала вводят через впускное отверстие для исходного подаваемого материала 32b, расположенное на другой стороне разделительной стенки 33. Высота разделительной стенки 33 по существу равна высоте цилиндрической боковой стенки 46.Turning now to the embodiment illustrated in FIGS. 33 and 34, it can be said that the bubble column reactor of the oxidation type 20 may include a single separation wall 33 extending in diameter from one side of the side wall 46 to the opposite side of the side wall 46. The separation the wall 33 is positioned above the bubbler 34 so that essentially the entire oxidant stream is introduced below the bottom region of the separation wall 33. Thus, approximately half of the gas phase of the reaction medium 36, cat the paradise contains an undissolved part of the oxidizer stream, is passed from bottom to top on each side of the separation wall 33. Preferably, approximately half of the feed stream is introduced through the feed inlet 32a located on one side of the separation wall 33, and the other half is introduced through the inlet for the original feed material 32b located on the other side of the separation wall 33. The height of the separation wall 33 is essentially equal to the height of the cylindrical side wall 46.

Разделительная стенка 33 разделяет зону реакции 28 на приблизительно две половины, при этом реакционная среда 36 располагается с каждой стороны разделительной стенки 33. По существу всю площадь вертикальной поверхности реактора 20, которая находится в контакте с реакционной средой 36, можно отнести к внутренним обнаженным поверхностям боковой стенки 46 и внешним обнаженным поверхностям разделительной стенки 33. Если в зоне реакции 28 разделительная стенка 33 будет отсутствовать, то тогда по существу всю площадь вертикальной поверхности, находящейся в контакте с реакционной средой 36, можно было бы отнести к боковым стенкам 46 работающей под давлением корпуса 22. Разделительная стенка 33 обеспечивает наличие дополнительной площади поверхности, которая оказывает влияние на динамику течения текучей среды для реакционной среды 36 и делает возможным масштабное увеличение барботажной колонны реакторного типа окисления 20, не приводя к возникновению значительных отрицательных последствий для эксплуатационных характеристик реактора.The separation wall 33 divides the reaction zone 28 into approximately two halves, wherein the reaction medium 36 is located on each side of the separation wall 33. Essentially the entire vertical surface area of the reactor 20, which is in contact with the reaction medium 36, can be attributed to the inner exposed surfaces of the side the wall 46 and the exposed exposed surfaces of the separation wall 33. If there is no separation wall 33 in the reaction zone 28, then essentially the entire vertical surface area is found which is in contact with the reaction medium 36, could be attributed to the side walls 46 of the pressure vessel 22. The separation wall 33 provides an additional surface area that affects the dynamics of the fluid flow for the reaction medium 36 and makes it possible to scale up the bubble column reactor type oxidation 20, without causing significant negative consequences for the operational characteristics of the reactor.

Если обратиться теперь к варианту реализации, проиллюстрированному на фиг.35, то можно сказать, что на ней проиллюстрирована барботажная колонна реакторного типа окисления 20 как включающая усеченную разделительную стенку 35. Разделительная стенка 35 фиг.35 подобна разделительной стенке 33 фиг.33 и 34; однако разделительная стенка 35 фиг.35 имеет высоту, которая значительно меньше общей высоты реакционной среды 36. В конфигурации, проиллюстрированной на фиг.35, предпочтительно, чтобы по существу все количество потока исходного подаваемого материала и потока окислителя вводилось бы в зону реакции 28 ниже области низа разделительной стенки 35. Верх разделительной стенки 35 предпочтительно отстоит на существенное расстояние от верхней поверхности 44 реакционной среды 36. В данной конфигурации две половины реакционной среды 36, расположенной по обеим сторонам от разделительной стенки 35, могут перемешиваться друг с другом выше и ниже разделительной стенки 35.If we turn now to the embodiment illustrated in FIG. 35, we can say that it illustrates a bubble column reactor of the oxidation type 20 as including a truncated separation wall 35. The separation wall 35 of FIG. 35 is similar to the separation wall 33 of FIGS. 33 and 34; however, the dividing wall 35 of FIG. 35 has a height that is significantly less than the total height of the reaction medium 36. In the configuration illustrated in FIG. 35, it is preferable that substantially the entire amount of the feed stream and oxidant stream be introduced into the reaction zone 28 below the region the bottom of the separation wall 35. The top of the separation wall 35 is preferably spaced a substantial distance from the upper surface 44 of the reaction medium 36. In this configuration, two halves of the reaction medium 36 located at about eim sides of the partition wall 35 may be mixed with one another above and below the partition wall 35.

Если обратиться теперь к варианту реализации, проиллюстрированному на фиг.36 и 37, то можно сказать, что барботажная колонна реакторного типа окисления 20 может включать неплоскую разделительную стенку 37, которая делает возможным добавление в реактор 20 существенной величины площади вертикальной поверхности, при этом в зоне реакции 28 не потребуется наличия множества дополнительных внутренних элементов. Подобно разделительным стенкам 33, 35 фиг.33-35 разделительная стенка 37 фиг.36 и 37 соединяется с диаметрально противоположными внутренними поверхностями боковых стенок боковой стенки 46 и проходит от одной из них к другой.Turning now to the embodiment illustrated in FIGS. 36 and 37, it can be said that the bubble column reactor oxidation type 20 may include a non-planar dividing wall 37, which makes it possible to add a substantial vertical surface area to the reactor 20, while in the zone reaction 28 does not require the presence of many additional internal elements. Like the dividing walls 33, 35 of FIGS. 33-35, the dividing wall 37 of FIGS. 36 and 37 is connected to the diametrically opposite inner surfaces of the side walls of the side wall 46 and extends from one of them to the other.

В варианте реализации, проиллюстрированном на фиг.38 и 39, барботажная колонна реакторного типа окисления 20 включает вертикальный внутренний элемент 41, имеющий в общем случае Х-образную конфигурацию. Внешние вертикальные кромки внутреннего элемента 41 имеют отступ вовнутрь от внутренних поверхностей боковой стенки 46, так что реакционная среда 36 может перетекать между частичными квадрантами, определенными Х-образным внутренним элементом 41. Различные обнаженные внешние вертикальные поверхности внутреннего элемента 71 добавляют значительную величину площади поверхности, которая находится в контакте с реакционной средой 36.In the embodiment illustrated in FIGS. 38 and 39, the oxidation reactor type bubble column 20 includes a vertical inner member 41 having a generally X-shaped configuration. The outer vertical edges of the inner member 41 are indented inward from the inner surfaces of the side wall 46, so that the reaction medium 36 can flow between the partial quadrants defined by the X-shaped inner member 41. The various exposed vertical outer surfaces of the inner member 71 add a significant amount of surface area, which is in contact with the reaction medium 36.

Фиг.40-42 иллюстрируют вариант реализации, в котором часть зоны реакции 28 разделяют на 4 вертикальные квадранта при использовании вертикального элемента 53, в то время как другую часть зоны реакции 28 разделяют на 8 вертикальных клиновидных секций при использовании внутреннего элемента 55. Как проиллюстрировано на фиг.40, в зоне реакции 28 имеет место чередование по высоте между разделением на 4 вертикальных квадранта при использовании внутреннего элемента 53 и на 8 вертикальных клиновидных секций при использовании внутреннего элемента 55.Figures 40-42 illustrate an embodiment in which part of the reaction zone 28 is divided into 4 vertical quadrants using the vertical element 53, while another part of the reaction zone 28 is divided into 8 vertical wedge-shaped sections using the inner element 55. As illustrated in 40, in the reaction zone 28, there is an alternation in height between the division into 4 vertical quadrants when using the inner element 53 and into 8 vertical wedge-shaped sections when using the inner element 55.

Если обратиться теперь к фиг.43 и 44, то можно сказать, что на них проиллюстрирована барботажная колонна реакторного типа окисления 20 как включающая множество в общем случае винтообразных внутренних элементов 61а, b, c, d и вертикальный Х-образный делительный элемент 63, расположенный выше винтообразных элементов 61. Винтообразные элементы 61 характеризуются наличием наклонных внешних поверхностей, которые приводят к образованию вихревой схемы течения в перетекающей снизу вверх части реакционной среды 36. Предпочтительно, чтобы направление наклона у винтообразных элементов 61 было бы таким, чтобы соседние винтообразные элементы 61 вызывали бы завихрение реакционной среды 36 в общем случае в противоположных направлениях. Таким образом, если по мере того, как реакционная среда 36 будет подниматься в зоне реакции 28, винтообразный элемент 61а будет вызывать вращение реакционной среды по часовой стрелке, винтообразный элемент 61b (расположенный непосредственно над винтообразным элементом 61а) будет приводить к завихрению перемещающейся снизу вверх реакционной среды 36 в направлении против часовой стрелки. Вертикальный внутренний делительный элемент 93 добавляет в барботажную колонну реакторного типа окисления 20 дополнительную площадь вертикальной поверхности и также может функционировать в роли элемента, сводящего к минимуму завихрение/турбулентность реакционной среды 36 по мере того, как газовая фаза будет подниматься в направлении верхней поверхности 44 реакционной среды 36.Turning now to FIGS. 43 and 44, we can say that they illustrate a bubble column of an oxidation-type reactor 20 as including a plurality of generally spiral-shaped internal elements 61a, b, c, d and a vertical X-shaped dividing element 63 located above the helical elements 61. Helical elements 61 are characterized by the presence of inclined external surfaces, which lead to the formation of a vortex flow pattern in the flowing from the bottom up part of the reaction medium 36. It is preferable that the direction of it have helical elements 61 would be such that adjacent helical members 61 would cause turbulence of reaction medium 36 in generally opposite directions. Thus, if as the reaction medium 36 rises in the reaction zone 28, the screw element 61a will cause the reaction medium to rotate clockwise, the screw element 61b (located directly above the screw element 61a) will cause a swirl of the reaction moving upward Wednesday 36 in the counterclockwise direction. The vertical internal fission element 93 adds an additional vertical surface area to the bubble column of the oxidation type reactor 20 and can also function as an element that minimizes the swirl / turbulence of the reaction medium 36 as the gas phase rises toward the upper surface 44 of the reaction medium 36.

Вне зависимости от того, какую конфигурацию, проиллюстрированную на фиг.33-44, будут использовать в барботажной колонне реакторного типа окисления 20, предпочтительно, чтобы поток окислителя и поток исходного подаваемого материала вводили бы в зону реакции 28 таким образом, чтобы существенную часть молекулярного кислорода и окисляемого соединения вводить в зону реакции 28 ниже значительной части вертикального внутреннего элемента или элементов. Предпочтительно в зону реакции 28 ниже, по меньшей мере, 50% от площади вертикальной внешней поверхности внутреннего элемента или элементов поступают, по меньшей мере, приблизительно 50% масс. от всего количества молекулярного кислорода и окисляемого соединения, вводимых в зону реакции 28, более предпочтительно в зону реакции ниже, по меньшей мере, 50% от площади вертикальной внешней поверхности внутреннего элемента (элементов) поступают, по меньшей мере, приблизительно 75% масс. молекулярного кислорода и окисляемого соединения, еще более предпочтительно в зону реакции ниже, по меньшей мере, 50% от площади вертикальной внешней поверхности внутреннего элемента (элементов) поступают, по меньшей мере, приблизительно 90% масс. молекулярного кислорода и окисляемого соединения, а наиболее предпочтительно в зону реакции ниже, по меньшей мере, 50% от площади вертикальной внешней поверхности внутреннего элемента (элементов) поступает по существу все количество молекулярного кислорода и окисляемого соединения. В дополнение к этому предпочтительно, чтобы поток окислителя и поток исходного подаваемого материала вводили бы таким образом, чтобы существенная часть газовой фазы реакционной среды 36 перетекала бы снизу вверх со всех сторон дополнительной площади внешней поверхности, образуемой внутренним элементом или элементами. Кроме того, предпочтительно, чтобы потоки окислителя и исходного подаваемого материала вводили бы в зону реакции 28 в соответствии с описанными выше схемами радиального и азимутального распределения.Regardless of which configuration illustrated in FIGS. 33-44 will be used in an oxidation reactor type bubble column 20, it is preferable that the oxidizing stream and the feed feed stream are introduced into the reaction zone 28 so that a substantial portion of molecular oxygen and the oxidizable compound is introduced into the reaction zone 28 below a significant portion of the vertical internal element or elements. Preferably, at least about 50% of the mass enters the reaction zone 28 below at least 50% of the vertical outer surface of the inner element or elements. of the total amount of molecular oxygen and an oxidizable compound introduced into the reaction zone 28, more preferably, at least about 75% of the mass is supplied to the reaction zone below at least 50% of the vertical outer surface of the inner element (s). molecular oxygen and an oxidizable compound, even more preferably in the reaction zone below at least 50% of the vertical outer surface of the inner element (s), at least about 90% of the mass. substantially all of the molecular oxygen and oxidizable compound enter the reaction zone below at least 50% of the vertical outer surface area of the inner element (s). In addition, it is preferable that the oxidant stream and the feed stream be introduced so that a substantial portion of the gas phase of the reaction medium 36 flows from bottom to top on all sides of the additional external surface area formed by the internal element or elements. In addition, it is preferable that the flows of the oxidizing agent and the feed material are introduced into the reaction zone 28 in accordance with the above described radial and azimuthal distribution schemes.

Несмотря на то, что в некоторых реакторах окисления предшествующего уровня техники могут использовать поверхности теплообмена, которые находятся в контакте с реакционной средой по варианту, подобному тому, который имеет место для внутреннего элемента (элементов), описанного в настоящем документе, необходимо отметить то, что нежелательно, чтобы внутренний элемент (элементы) настоящего изобретения обеспечивал бы нагревание или охлаждение реакционной среды в какой-либо значительной степени. Таким образом, предпочтительно, чтобы плотность теплового потока для (то есть находящихся в контакте с реакционной средой) вертикальных поверхностей внутреннего элемента (элементов), описанного в настоящем документе, составляла бы величину, меньшую, чем приблизительно 30000 Вт/м².Although some prior art oxidation reactors may use heat transfer surfaces that are in contact with the reaction medium in an embodiment similar to that for the internal element (s) described herein, it should be noted that it is undesirable for the internal element (s) of the present invention to provide heating or cooling of the reaction medium to any significant degree. Thus, it is preferable that the heat flux density for (i.e., in contact with the reaction medium) vertical surfaces of the inner element (s) described herein be less than about 30,000 W / m ² .

Фиг.45-53 иллюстрируют варианты реализации настоящего изобретения, в которых барботажная колонна реакторного типа окисления 20 оборудована одной или несколькими перегородками, которые находятся в контакте с многофазной реакционной средой 36, для того, чтобы облегчить прохождение улучшенного окисления при минимальном образовании примесей. Перегородки являются в особенности подходящими для использования в описанных выше конструкциях масштабно увеличенных барботажных реакторных колонн. В каждой из оборудованных перегородками барботажных колонн реакторного типа 20, проиллюстрированных на фиг.45-53, предпочтительно, чтобы перегородка или перегородки обуславливали бы наличие реального сечения в диапазоне от приблизительно 10 до приблизительно 90%. В соответствии с использованием в настоящем документе процент реального сечения перегородки обозначает минимальный процент площади горизонтального поперечного сечения реакционной зоны, которая является свободной (то есть не заполнена конструкцией перегородки) в позиции местоположения перегородки по высоте. Более предпочтительно реальное сечение для перегородки или перегородок, проиллюстрированных на фиг.45-53, находится в диапазоне от приблизительно 25 до приблизительно 75%, наиболее предпочтительно в диапазоне от 35 до 65%.Figures 45-53 illustrate embodiments of the present invention in which an oxidation reactor type bubble column 20 is equipped with one or more baffles that are in contact with the multiphase reaction medium 36, in order to facilitate improved oxidation passage with minimal formation of impurities. Partitions are particularly suitable for use in the above-described designs of scaled-up bubbler reactors. In each of the reactor-type bubbler columns 20 equipped with baffles, illustrated in FIGS. As used herein, the percentage of the actual cross-section of a partition means the minimum percentage of the horizontal cross-sectional area of the reaction zone that is free (i.e., not filled by the structure of the partition) at the height position of the partition. More preferably, the actual cross section for the septum or partitions illustrated in FIGS. 45-53 is in the range of from about 25 to about 75%, most preferably in the range of 35 to 65%.

Значащим признаком перегородок, проиллюстрированных на фиг.45-53, является способность перегородок противостоять возникновению обрастания. Как упоминалось ранее, барботажную колонну реакторного типа окисления 20 предпочтительно используют в операции осадительного окисления, в котором во время окисления в реакционной среде 36 образуется твердая фаза. Перегородки, демонстрирующие наличие значительной величиной площади близкой к горизонтальной обращенной кверху плоскостной поверхности, подвержены возникновению обрастания в реакторе, функционирующем в условиях прохождения осаждения. В случае обрастания перегородок происходит накопление отложений твердой фазы на обращенных кверху поверхностях перегородок, и по мере того, как количество твердой фазы, образующей отложения на перегородках, будет увеличиваться, куски осажденной твердой фазы могут отделяться от перегородок и падать в направлении низа реактора. Данные куски отделившейся твердой фазы могут накапливаться в области нижней части реактора и могут приводить к возникновению нескольких проблем, в том числе, например, к препятствованию выпуску суспензии из низа реактора.A significant feature of the partitions illustrated in FIGS. 45-53 is the ability of the partitions to withstand fouling. As previously mentioned, a bubble column reactor of oxidation type 20 is preferably used in a precipitation oxidation operation in which a solid phase forms during oxidation in reaction medium 36. Partitions showing the presence of a significant area close to the horizontal upwardly facing planar surface are prone to fouling in a reactor operating under deposition conditions. In the case of fouling of the partitions, accumulation of solid phase deposits occurs on the upwardly facing surfaces of the partitions, and as the amount of solid phase forming deposits on the partitions increases, pieces of the precipitated solid phase can separate from the partitions and fall towards the bottom of the reactor. These pieces of the separated solid phase can accumulate in the region of the lower part of the reactor and can lead to several problems, including, for example, preventing the discharge of the suspension from the bottom of the reactor.

Принимая во внимание вышеизложенное, в одном варианте реализации предпочтительно, чтобы перегородка или перегородки, используемые в барботажной колонне реакторного типа окисления 20, демонстрировали бы отсутствие каких-либо обращенных кверху плоскостных внешних поверхностей (например, перегородку можно сконструировать из материалов труб, имеющих круговое поперечное сечение). Если в настоящем документе не будет определено другого, то обращенная кверху поверхность представляет собой поверхность, характеризующуюся вектором нормали, ориентированным под углом, отсчитываемым вверх от горизонтали. В еще одном варианте реализации небольшое количество по существу плоскостных поверхностей можно использовать до тех пор, пока к по существу плоскостным поверхностям, наклоненным на угол, меньший, чем 30°, или 20°, или даже 10° от горизонтали, может быть отнесено менее чем приблизительно 50% от общей площади обращенной кверху (то есть находящейся в контакте с реакционной средой 36) внешней поверхности перегородки или перегородок. Более предпочтительно к плоскостным поверхностям, наклоненным на угол, меньший, чем 30°, или 20°, или даже 10° от горизонтали, может быть отнесено менее чем приблизительно 35% от общей площади обращенной кверху внешней поверхности перегородки или перегородок. Наиболее предпочтительно к по существу плоскостным поверхностям, наклоненным на угол, меньший, чем 30°, или 20°, или даже 10° от горизонтали, может быть отнесено менее чем 25% от общей площади обращенной кверху внешней поверхности перегородки или перегородок. Кроме того, предпочтительно, чтобы обращенные кверху обнаженные внешние поверхности перегородки или перегородок характеризовались бы наличием по существу зеркальной отделки для того, чтобы обеспечить дополнительное противодействие возникновению обрастания. Предпочтительно, по меньшей мере, существенная часть обращенных кверху внешних поверхностей перегородки или перегородок характеризуется высотой микронеровностей профиля, меньшей, чем приблизительно 125 мкм СКЗ, более предпочтительно меньшей, чем приблизительно 64 мкм СКЗ, а наиболее предпочтительно меньшей, чем 32 мкм СКЗ. В особенности подходящими для использования являются отделки электрополированием и зеркальные катаные отделки «2В».In view of the foregoing, in one embodiment, it is preferable that the baffle or baffles used in the bubble column reactor-type oxidation 20 exhibit the absence of any upwardly planar outer surfaces (for example, the baffle may be constructed from pipe materials having a circular cross section ) Unless otherwise specified herein, an upward facing surface is a surface characterized by a normal vector oriented at an angle measured upward from the horizontal. In yet another embodiment, a small amount of substantially planar surfaces can be used as long as less than 30 °, or 20 °, or even 10 ° of the horizontal can be assigned to substantially planar surfaces less than approximately 50% of the total area facing up (i.e., in contact with the reaction medium 36) of the outer surface of the partition or partitions. More preferably, planar surfaces inclined at an angle less than 30 °, or 20 °, or even 10 ° from the horizontal can be assigned less than about 35% of the total area of the upward facing outer surface of the partition or partitions. Most preferably, substantially planar surfaces inclined at an angle less than 30 °, or 20 °, or even 10 ° from the horizontal, may comprise less than 25% of the total area of the upward facing outer surface of the partition or partitions. In addition, it is preferable that the upwardly exposed exposed outer surfaces of the partition or partitions be characterized by the presence of a substantially mirror finish in order to provide additional resistance to the occurrence of fouling. Preferably, at least a substantial portion of the upwardly facing outer surfaces of the septum or partitions is characterized by a profile microroughness height of less than about 125 μm SKZ, more preferably less than about 64 μm SKZ, and most preferably less than 32 μm SKZ. Particularly suitable for use are electropolished finishes and “2B” mirror rolled finishes.

В дополнение к не приводящей к возникновению обрастания конструкции перегородки или перегородок, проиллюстрированных на фиг.45-53, предпочтительно, чтобы перегородка (перегородки) надлежащим образом отстояли бы от верхнего и нижнего уровней реакционной среды 36 таким образом, чтобы обеспечить достижение оптимальной эффективности. В предпочтительном варианте реализации настоящего изобретения перегородка или перегородки отстоят, по меньшей мере, на 0,5W и/или 0,05Н как от верхнего, так и от нижнего уровней реакционной среды 36, где «W» представляет собой максимальную ширину реакционной среды 36, а «Н» представляет собой максимальную высоту реакционной среды 36. Более предпочтительно перегородка или перегородки отстоят как от верхнего, так и от нижнего уровней реакционной среды 36, по меньшей мере, на 1W и/или 0,1Н. Наиболее предпочтительно перегородка или перегородки отстоят как от верхнего, так и от нижнего уровней реакционной среды 36, по меньшей мере, на 1,5W и/или 0,15Н. Присутствие перегородки или перегородок в барботажной колонне реакторного типа окисления 20 может обеспечить получение меньших соотношений H:W по сравнению с тем, что было бы возможным в подобных реакторах, не оборудованных перегородками. Таким образом, предпочтительно, чтобы соотношение Н:W у барботажных реакторных колонн, оборудованных перегородками, находилось бы в диапазоне от приблизительно 3:1 до приблизительно 20:1, более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 3,5:1 до приблизительно 15:1, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 4:1 до 12:1.In addition to the non-fouling design of the septum or partitions illustrated in Figs. 45-53, it is preferable that the septum (s) be appropriately spaced from the upper and lower levels of the reaction medium 36 in such a way as to achieve optimum efficiency. In a preferred embodiment of the present invention, the septum or septa is at least 0.5 W and / or 0.05 N both from the upper and lower levels of the reaction medium 36, where “W” is the maximum width of the reaction medium 36, and “H” represents the maximum height of the reaction medium 36. More preferably, the septum or septa is separated from both the upper and lower levels of the reaction medium 36 by at least 1W and / or 0.1N. Most preferably, the septum or septa is separated from both the upper and lower levels of the reaction medium 36 by at least 1.5 W and / or 0.15 N. The presence of baffles or baffles in a bubble column of an oxidation reactor type 20 can provide lower H: W ratios than would be possible in such reactors without baffles. Thus, it is preferable that the H: W ratio of the bubble column reactor columns be in the range of from about 3: 1 to about 20: 1, more preferably in the range of from about 3.5: 1 to about 15: 1, and most preferably in the range from 4: 1 to 12: 1.

Если обратиться теперь конкретно к фиг.45-47, то можно сказать, что на них проиллюстрирована барботажная колонна реакторного типа окисления 20 как включающая множество разнесенных по высоте перегородок 71а, b, c, d. Предпочтительно барботажная колонна реакторного типа окисления 20 включает разнесенные по высоте перегородки в количестве в диапазоне от 2 до 20, наиболее предпочтительно разнесенные по высоте перегородки в количестве в диапазоне от 3 до 8. Предпочтительно каждая перегородка 71 включает множество удлиненных индивидуальных элементов перегородки 73. В данном варианте реализации каждый индивидуальный элемент перегородки 73 характеризуется наличием по существу цилиндрической внешней поверхности, которая находится в контакте с реакционной средой 36. В варианте реализации, проиллюстрированном на фиг.45-47, перегородки 71а, b, c, d поворачивают друг относительно друга таким образом, чтобы индивидуальные элементы перегородок 73 у соседних перегородок 71 проходили бы по существу перпендикулярно друг к другу.If we turn now specifically to Figs. 45-47, we can say that they illustrate a bubble column of a reactor type of oxidation 20 as including a plurality of height-spaced baffles 71a, b, c, d. Preferably, the oxidation reactor type bubble column 20 includes height-spaced baffles in an amount ranging from 2 to 20, most preferably height-spaced baffles in an amount of 3 to 8. Preferably, each baffle 71 includes a plurality of elongated individual baffle elements 73. In this In an embodiment, each individual baffle element 73 is characterized by the presence of a substantially cylindrical outer surface that is in contact with the reaction medium food 36. In the embodiment illustrated in FIGS. 45-47, the partitions 71a, b, c, d are rotated relative to each other so that the individual elements of the partitions 73 at adjacent partitions 71 extend substantially perpendicular to each other.

Если теперь конкретно обратиться к фиг.48-50, то можно сказать, что на них альтернативные перегородки 81а, b, c, d проиллюстрированы как включающие множество удлиненных индивидуальных элементов перегородки 83. В данном варианте реализации каждый элемент перегородки 83 образован из элемента с L-образным сечением и характеризуется наличием обращенной кверху внешней поверхности в общем случае с сечением в виде перевернутой буквы V. Конфигурация внешних поверхностей индивидуальных элементов перегородки 83 способствует предотвращению возникновению обрастания осаждающейся твердой фазой в реакционной среде 36. Количество, разнесение и ориентация элементов перегородки с уголковым профилем 83 могут быть по существу теми же самыми, что и описанные выше для цилиндрических элементов перегородки 73 фиг.45-47.If we now turn specifically to FIGS. 48-50, we can say that on them alternative partitions 81a, b, c, d are illustrated as including many elongated individual elements of the partition 83. In this embodiment, each element of the partition 83 is formed from an element with L -shaped section and is characterized by the presence of an upward facing outer surface in the general case with a section in the form of an inverted letter V. The configuration of the outer surfaces of the individual elements of the partition 83 helps to prevent fouling by the precipitating solid phase in the reaction medium 36. The number, spacing and orientation of the baffle elements with the corner profile 83 can be essentially the same as those described above for the cylindrical baffle elements 73 of FIGS. 45-47.

Если обратиться теперь конкретно к фиг.51-53, то можно сказать, что на них проиллюстрирована барботажная колонна реакторного типа окисления 20 как включающая одну монолитную перегородку 91, имеющую в общем случае форму двух ориентированных в противоположных направлениях вертикальных конусов 93а, b, соединенных по их основаниям. Наклон обращенной кверху внешней поверхности монолитной перегородки 91 способствует предотвращению возникновения обрастания перегородки 91 твердой фазой, осаждающейся в реакционной среде 36.If we turn now specifically to FIGS. 51-53, we can say that they illustrate a bubble column of a reactor type of oxidation 20 as including one monolithic baffle 91, which in the general case has the form of two vertical cones 93a, b oriented in opposite directions, connected along their grounds. The slope of the upward-facing outer surface of the monolithic baffle 91 helps to prevent the fouling of the baffle 91 with a solid phase precipitating in the reaction medium 36.

Различные конфигурации перегородок, проиллюстрированные на фиг.45-53, представляет собой только примеры, и в объем настоящего изобретения могут попадать и многие другие конфигурации перегородок. Необходимо также отметить то, что конфигурации перегородок, проиллюстрированные на фиг.45-53, могут быть использованы в комбинации.The various partition configurations illustrated in FIGS. 45-53 are only examples, and many other partition configurations may fall within the scope of the present invention. It should also be noted that the partition configurations illustrated in FIGS. 45-53 can be used in combination.

Несмотря на то, что определенные реакторы окисления предшествующего уровня техники могут использовать теплообменные трубы, которые находятся в контакте с реакционной средой по варианту, подобному тому, что имеет место для перегородки (перегородок), описанной в настоящем документе, необходимо отметить то, что нежелательно, чтобы перегородки настоящего изобретения обеспечивали бы нагревание или охлаждение реакционной среды в какой-либо значительной степени. Таким образом, предпочтительно, чтобы плотность теплового потока для (то есть находящихся в контакте с реакционной средой) внешних поверхностей перегородок, описанных в настоящем документе, составляла бы величину, меньшую, чем приблизительно 30000 Вт/м².Although certain prior art oxidation reactors may use heat transfer tubes that are in contact with the reaction medium in an embodiment similar to that for the septum (s) described herein, it should be noted that it is undesirable. so that the baffles of the present invention would provide any significant degree of heating or cooling of the reaction medium. Thus, it is preferable that the heat flux density for (that is, in contact with the reaction medium) the external surfaces of the partitions described herein be less than about 30,000 W / m ² .

Если обратиться опять к фиг.1-53, то можно сказать, что окисление предпочтительно проводят в барботажной колонне реакторного типа 20 в условиях, которые, в соответствии с предпочтительными вариантами реализации, описанными в настоящем документе, значительно отличаются от того, что имеет место в случае обычно используемых реакторов окисления. В случае использования барботажной колонны реакторного типа 20 для проведения жидкофазного частичного окисления пара-ксилола до получения сырой неочищенной терефталевой кислоты (СТА) в соответствии с предпочтительными вариантами реализации, описанными в настоящем документе, в образование частиц СТА, обладающих уникальными и выгодными свойствами, вносят свой вклад пространственные профили локальной интенсивности реакции, локальной интенсивности испарения и локальной температуры в комбинации со схемами течения жидкости в реакционной среде и предпочтительными относительно низкими температурами окисления.Referring again to FIGS. 1-53, it can be said that the oxidation is preferably carried out in a bubble column reactor type 20 under conditions which, in accordance with the preferred embodiments described herein, are significantly different from what occurs in the case of commonly used oxidation reactors. In the case of using a bubble column reactor 20 to conduct liquid phase partial oxidation of para-xylene to obtain crude crude terephthalic acid (CTA) in accordance with the preferred embodiments described herein, the formation of CTA particles having unique and advantageous properties contribute the contribution of spatial profiles of the local reaction intensity, local evaporation rate, and local temperature in combination with fluid flow patterns in the reaction and preferred medium relatively low oxidation temperatures.

Фиг.54А и 54В иллюстрируют базовые частицы СТА, полученные в соответствии с одним вариантом реализации настоящего изобретения. Фиг.54А демонстрирует базовые частицы СТА при 500-кратном увеличении, в то время как фиг.54В в увеличенном масштабе представляет одну из базовых частиц СТА и демонстрирует данную частицу при 2000-кратном увеличении. Как, может быть, наилучшим образом проиллюстрировано на фиг.54В, каждая базовая частица СТА обычно образована из большого количества мелких агломерированных субчастиц СТА, что, таким образом, приводит к получению базовой частицы СТА, характеризующейся относительно большой площадью удельной поверхности, высокой пористостью, низкой плотностью и хорошей растворимостью. Базовые частицы СТА обычно характеризуются средним размером частиц в диапазоне от приблизительно 20 до приблизительно 150 мкм, более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 30 до приблизительно 120 мкм, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 40 до 90 мкм. Субчастицы СТА обычно характеризуются средним размером частиц в диапазоне от приблизительно 0,5 до приблизительно 30 мкм, более предпочтительно от приблизительно 1 до приблизительно 15 мкм, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 2 до 5 мкм. Относительно большую площадь удельной поверхности базовых частиц СТА, проиллюстрированных на фиг.54А и 54В, можно количественно охарактеризовать при использовании метода измерения площади удельной поверхности Браунауэра-Эмметта-Теллера (БЭТ). Предпочтительно базовые частицы СТА характеризуются средней площадью удельной поверхности согласно методу БЭТ, равной, по меньшей мере, приблизительно 0,6 м²/г. Более предпочтительно базовые частицы СТА характеризуются средней площадью удельной поверхности согласно методу БЭТ в диапазоне от приблизительно 0,8 до приблизительно 4 м²/г. Наиболее предпочтительно базовые частицы СТА характеризуются средней площадью удельной поверхности согласно методу БЭТ в диапазоне от 0,9 до 2 м²/г. Физические свойства (например, размер частиц, площадь удельной поверхности согласно методу БЭТ, пористость и растворимость) базовых частиц СТА, полученных в соответствии с оптимизированным способом окисления предпочтительного варианта реализации настоящего изобретения, делают возможной очистку частиц СТА при использовании более эффективных и/или экономичных способов, описанных более подробно далее в связи с фиг.57.54A and 54B illustrate CTA base particles prepared in accordance with one embodiment of the present invention. Fig. 54A shows the CTA base particles at 500x magnification, while Fig. 54B shows on an enlarged scale one of the CTA base particles and shows this particle at 2000x. As can be best illustrated in FIG. 54B, each CTA base particle is typically formed from a large number of small agglomerated CTA subparticles, which thus results in a CTA base particle having a relatively large specific surface area, high porosity, low porosity density and good solubility. CTA base particles are typically characterized by an average particle size in the range of about 20 to about 150 microns, more preferably in the range of about 30 to about 120 microns, and most preferably in the range of 40 to 90 microns. CTA subparticles are typically characterized by an average particle size in the range of from about 0.5 to about 30 microns, more preferably from about 1 to about 15 microns, and most preferably in the range of 2 to 5 microns. The relatively large specific surface area of the CTA base particles illustrated in FIGS. 54A and 54B can be quantified using the Braunauer-Emmett-Teller (BET) specific surface area measurement method. Preferably, the CTA base particles are characterized by an average specific surface area according to the BET method of at least about 0.6 m ² / g. More preferably, the CTA base particles are characterized by an average specific surface area according to the BET method in the range of from about 0.8 to about 4 m ² / g. Most preferably, the CTA base particles are characterized by an average specific surface area according to the BET method in the range of 0.9 to 2 m ² / g. Physical properties (for example, particle size, specific surface area according to the BET method, porosity and solubility) of CTA base particles obtained in accordance with an optimized oxidation method of a preferred embodiment of the present invention make it possible to clean CTA particles using more efficient and / or economical methods described in more detail below in connection with Fig. 57.

Значения средних размеров частиц, представленные выше, определяли при использовании микроскопии в поляризованном свете и методики анализа изображений. Оборудование, использованное при анализе размеров частиц, включало оптический микроскоп Nikon E800 с объективом 4× Plan Flour N. A. 0.13, цифровую камеру Spot RT™ и персональный компьютер с установленным программным обеспечением для анализа изображений Image Pro Plus™ V4.5.0.19. Метод анализа размеров частиц включал следующие основные стадии: (1) диспергирование порошка СТА в минеральном масле; (2) получение препарата для микроскопии в виде дисперсии между предметным и покровным стеклами микроскопа; (3) рассматривание препарата для микроскопии при использовании микроскопии в поляризованном свете (состояние скрещенных поляризаторов - частицы наблюдаются в виде светлых предметов на черном фоне); (4) фиксация различных изображений для каждого случая приготовления образцов (размер поля изображения = 3×2,25 мм; размер элемента изображения = 1,84 мкм/элемент изображения); (5) проведение анализа изображений при использовании программного обеспечения Image Pro Plus™; (6) перенос результатов измерений для частиц в электронную таблицу; и (7) проведение операции по статистическому обсчету характеристик в электронной таблице. Стадия (5) «проведение анализа изображений при использовании программного обеспечения Image Pro Plus™» включала подстадии: (а) установки порогового значения для изображения в целях детектирования белых частиц на темном фоне; (b) создания черно-белого изображения; (с) приведения в действие однопроходного открытого фильтра для отфильтровывания шума элементов изображения; (d) проведения измерения для всех частиц на изображении и (е) выдачи данных о среднем диаметре, измеренном для каждой частицы. Программное обеспечение Image Pro Plus™ определяет средний диаметр для индивидуальных частиц в виде среднечисленной длины диаметров частицы, обмеренной с интервалами в 2° и пропущенной через операцию определения центра тяжести частицы. Стадия 7 «проведение операции по статистическому обсчету характеристик в электронной таблице» включает вычисление объемно-взвешенного среднего размера частиц следующим образом. Объем каждой из n частиц в образце рассчитывают так, как если бы она была сферической, в результате использования формулы π/6·d_i ³; умножения объема каждой частицы на ее диаметр с получением π/6·d_i ⁴; суммирования для всех частиц в образце значений π/6·d_i ⁴; суммирования объемов всех частиц в образце; и вычисления объемно-взвешенного диаметра частиц в виде суммы величин (π/6·d_i ⁴) для всех n частиц в образце, поделенной на сумму величин (π/6·d_i ³) для всех n частиц в образце. В соответствии с использованием в настоящем документе «средний размер частиц» обозначает объемно-взвешенный средний размер частиц, определенный в соответствии с описанным выше методом испытаний; и его также обозначают как D(4,3).The average particle sizes presented above were determined using polarized light microscopy and image analysis techniques. The equipment used for particle size analysis included a Nikon E800 optical microscope with a 4 × Plan Flour NA 0.13 lens, a Spot RT ™ digital camera, and a personal computer with Image Pro Plus ™ V4.5.0.19 image analysis software installed. The method of analysis of particle sizes included the following main stages: (1) dispersion of CTA powder in mineral oil; (2) obtaining a preparation for microscopy in the form of a dispersion between a microscope slide and a cover glass; (3) examination of a preparation for microscopy using microscopy in polarized light (state of crossed polarizers - particles are observed in the form of light objects on a black background); (4) fixing different images for each sample preparation case (image field size = 3 × 2.25 mm; image element size = 1.84 μm / image element); (5) image analysis using Image Pro Plus ™ software; (6) transfer of measurement results for particles to a spreadsheet; and (7) performing a statistical performance calculation operation in a spreadsheet. Stage (5) “image analysis using Image Pro Plus ™ software” included the following steps: (a) setting a threshold value for the image in order to detect white particles against a dark background; (b) creating a black and white image; (c) driving a single-pass open filter to filter out the noise of image elements; (d) taking measurements for all particles in the image; and (e) providing data on the average diameter measured for each particle. Image Pro Plus ™ software determines the average diameter for individual particles as the number-average length of particle diameters measured at 2 ° intervals and passed through the particle center of gravity operation. Stage 7 "the operation of statistical calculation of characteristics in a spreadsheet" includes the calculation of volume-weighted average particle size as follows. The volume of each of n particles in the sample is calculated as if it were spherical, as a result of using the formula π / 6 · d _i ³ ; multiplying the volume of each particle by its diameter to obtain π / 6 · d _i ⁴ ; summation for all particles in the sample values π / 6 · d _i ⁴ ; summing the volumes of all particles in the sample; and calculating the volume-weighted particle diameter as the sum of the values (π / 6 · d _i ⁴ ) for all n particles in the sample divided by the sum of the values (π / 6 · d _i ³ ) for all n particles in the sample. As used herein, “average particle size” means a volume-weighted average particle size determined in accordance with the test method described above; and it is also referred to as D (4,3).

В дополнение к этому стадия 7 включает установление размеров частиц, для которых различные доли от общего объема образца характеризуются меньшими размерами частиц. Например, D(v,0,1) представляет собой размер частиц, для которого 10% от общего объема образца характеризуются меньшим размером частиц, а 90% - характеризуются большим размером частиц; D(v,0,5) представляет собой размер частиц, для которого половина объема образца характеризуется большим размером частиц, а половина - характеризуется меньшим размером частиц; D(v,0,9) представляет собой размер частиц, для которого 90% от общего объема образца характеризуются меньшим размером частиц; и так далее. В дополнение к этому, стадия 7 включает вычисление значения D(v,0,9) минус D(v,0,1), которое в настоящем документе определяют как «разброс размеров частиц»; и стадия 7 включает вычисление величины разброса размеров частиц, поделенного на значение D(4,3), что в настоящем документе определяют как «относительный разброс размеров частиц».In addition to this, step 7 includes establishing particle sizes for which different fractions of the total sample volume are characterized by smaller particle sizes. For example, D (v, 0,1) is the particle size for which 10% of the total sample volume are characterized by a smaller particle size, and 90% are characterized by a larger particle size; D (v, 0.5) is the particle size for which half of the sample volume is characterized by a larger particle size and half is characterized by a smaller particle size; D (v, 0.9) is the particle size for which 90% of the total sample volume is characterized by a smaller particle size; and so on. In addition to this, step 7 includes calculating the value of D (v, 0.9) minus D (v, 0.1), which is defined herein as the “particle size spread”; and step 7 includes calculating a particle size dispersion divided by a D value (4.3), which is defined herein as “relative particle size dispersion”.

Кроме того, предпочтительно, чтобы величина D(v,0,1) для частиц СТА, измеренная выше, находилась бы в диапазоне от приблизительно 5 до приблизительно 65 мкм, более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 15 до приблизительно 55 мкм, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 25 до 45 мкм. Предпочтительно, чтобы величина D(v,0,5) для частиц СТА, измеренная выше, находилась бы в диапазоне от приблизительно 10 до приблизительно 90 мкм, более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 20 до приблизительно 80 мкм, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 30 до 70 мкм. Предпочтительно, чтобы величина D(v,0,9) для частиц СТА, измеренная выше, находилась бы в диапазоне от приблизительно 30 до приблизительно 150 мкм, более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 40 до приблизительно 130 мкм, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 50 до 110 мкм. Предпочтительно, чтобы относительный разброс размеров частиц находился бы в диапазоне от приблизительно 0,5 до приблизительно 2,0, более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 0,6 до приблизительно 1,5, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 0,7 до 1,3.In addition, it is preferable that the D (v, 0.1) value for CTA particles, as measured above, be in the range of from about 5 to about 65 microns, more preferably in the range of from about 15 to about 55 microns, and most preferably in range from 25 to 45 microns. Preferably, the D (v, 0.5) value for CTA particles, as measured above, is in the range of from about 10 to about 90 microns, more preferably in the range of from about 20 to about 80 microns, and most preferably in the range of 30 up to 70 microns. Preferably, the D (v, 0.9) value for CTA particles, as measured above, is in the range of from about 30 to about 150 microns, more preferably in the range of from about 40 to about 130 microns, and most preferably in the range of 50 up to 110 microns. Preferably, the relative dispersion of particle sizes would be in the range from about 0.5 to about 2.0, more preferably in the range from about 0.6 to about 1.5, and most preferably in the range from 0.7 to 1.3 .

Значения площади удельной поверхности согласно методу БЭТ, приведенные выше, измеряли при использовании прибора Micromeritics ASAP2000 (доступного от компании Micromeritics Instrument Corporation из Норкросса, Джорджия). На первой стадии метода измерения от 2 до 4 г образца частиц отвешивали и высушивали в вакууме при 50°С. После этого образец помещали в газовый коллектор для проведения анализа и охлаждали до 77°К. Изотерму адсорбции азота измеряли, как минимум, при 5 равновесных давлениях в результате воздействия на образец известных объемов газообразного азота и измерения падения давления. Равновесные давления в подходящем случае находились в диапазоне Р/Р₀=0,01-0,20, где Р представляет собой равновесное давление, а Р₀ представляет собой давление паров жидкого азота при 77°К. После этого проводили графическое построение для получающейся в результате изотермы в соответствии со следующим далее уравнением метода БЭТ:The BET specific surface area values given above were measured using a Micromeritics ASAP2000 (available from Micromeritics Instrument Corporation of Norcross, Georgia). In the first stage of the measurement method, from 2 to 4 g of a sample of particles were weighed and dried in vacuum at 50 ° C. After that, the sample was placed in a gas collector for analysis and cooled to 77 ° K. The nitrogen adsorption isotherm was measured at least at 5 equilibrium pressures as a result of exposure to the sample of known volumes of nitrogen gas and measurement of the pressure drop. The equilibrium pressures were suitably in the range of P / P ₀ = 0.01-0.20, where P is the equilibrium pressure and P ₀ is the vapor pressure of liquid nitrogen at 77 ° K. After that, a graphical construction was performed for the resulting isotherm in accordance with the following equation of the BET method:

где V_a представляет собой объем газа, адсорбированного образцом при Р, V_m представляет собой объем газа, необходимый для покрытия общей поверхности образца монослоем газа, а С представляет собой константу. Из данного графика определяли значения V_m и С. После этого V_m пересчитывали в площадь удельной поверхности при использовании площади поперечного сечения азота при 77°К по формулеwhere V _a is the volume of gas adsorbed by the sample at P, V _m is the volume of gas needed to cover the total surface of the sample with a gas monolayer, and C is a constant. From this graph, the values of V _m and C were determined. After that, V _{m was} converted to the specific surface area when using the nitrogen cross-sectional area at 77 ° K according to the formula

где σ представляет собой площадь поперечного сечения азота при 77°К, Т равна 77°К, а R представляет собой газовую постоянную.where σ is the nitrogen cross-sectional area at 77 ° K, T is 77 ° K, and R is the gas constant.

Как упоминалось выше, СТА, полученная в соответствии с одним вариантом реализации настоящего изобретения, демонстрирует превосходные характеристики растворения по сравнению с обычной СТА, полученной при использовании других способов. Данная улучшенная скорость растворения делает возможной очистку СТА изобретения при использовании более эффективных и/или более действенных способов очистки. Следующее далее описание относится к способу, по которому можно получить количественные характеристики для скорости растворения СТА.As mentioned above, CTA obtained in accordance with one embodiment of the present invention exhibits superior dissolution characteristics compared to conventional CTA obtained using other methods. This improved dissolution rate makes it possible to purify the CTA of the invention using more efficient and / or more efficient purification methods. The following description relates to a method by which quantitative characteristics for the dissolution rate of CTA can be obtained.

Скорость растворения известного количества твердой фазы в известном количестве растворителя в перемешиваемой смеси можно измерять в соответствии с различными протоколами. В соответствии с использованием в настоящем изобретении, метод измерения, называемый «испытанием на растворение во времени», определяют следующим образом. В ходе всего испытания на растворение во времени используют давление окружающей среды, равное приблизительно 0,1 МПа. Температура окружающей среды, используемая в ходе всего испытания на растворение во времени, составляет приблизительно 22°С. Кроме того, перед началом проведения испытаний для твердой фазы, растворителя и всей аппаратуры для растворения добивались достижения полного термического равновесия при данной температуре, и в течение периода времени растворения какого-либо ощутимого нагревания или охлаждения химического стакана или его содержимого не отмечалось. Образуемую растворителем часть в виде свежего тетрагидрофурана марки «чистый для анализа по методу ВЭЖХ» (степень чистоты >99,9%), здесь и далее в настоящем документе обозначаемого как ТГФ, в количестве 250 г помещают в очищенный стеклянный химический стакан высокой формы KIMAX объемом 400 мл (номер детали Kimble® 14020, компания Kimble/Kontes, Вайнлэнд, Нью-Джерси), который является нетеплоизолированным, имеющим гладкие стенки и, в общем случае, цилиндрическую форму. В химический стакан помещают магнитный размешиватель с тефлоновым покрытием (номер детали VWR 58948-230, длиной приблизительно 1 дюйм и диаметром 3/8 дюйма, с восьмиугольным поперечным сечением, компания VWR International, Уэст-Честер, Пенсильвания 19380), где он естественным образом опускается на дно. Образец перемешивают при использовании магнитного размешивателя Variomag® multipoint 15 (компания H&P Labortechnik AG, Обершляйссхайм, Германия) при его установке на вращение при 800 об/мин. Данное перемешивание начинается не более чем за 5 мин до добавления твердой фазы и стационарно продолжается в течение, по меньшей мере, 30 мин после добавления твердой фазы. В нелипкую кювету для отвешивания образцов отвешивают твердый образец в виде частиц сырой неочищенной или очищенной ТРА в количестве 250 мг. В начальный момент, обозначаемый как t=0, всю отвешенную твердую фазу сразу выливают в перемешиваемый ТГФ и одновременно запускают секундомер. При правильном проведении операции ТГФ очень быстро смачивает твердую фазу и образует разбавленную хорошо перемешанную суспензию в течение 5 с. После этого образцы данной смеси получают в последующие моменты времени, отсчитываемые в минутах от t=0: 0,08, 0,25, 0,50, 0,75, 1,00, 1,50, 2,00, 2,50, 3,00, 4,00, 5,00, 6,00, 8,00, 10,00, 15,00 и 30,00. Каждый небольшой образец отбирают из разбавленной хорошо перемешанной смеси при использовании нового одноразового шприца (компания Becton, Dickinson and Co, 5 мл, REF 30163, Франклин-Лэйкс, Нью-Джерси 07417). Сразу же после проведения отбора из химического стакана в новую маркированную стеклянную ампулу для образцов при использовании нового неиспользованного фильтрующего шприца (диаметр 25 мм, 0,45 мкм, Gelman GHP Acrodisc GF®, компания Pall Corporation, Ист-Хиллс, Нью-Йорк 11548) быстро выпускали приблизительно 2 мл прозрачного жидкого образца. Продолжительность каждого заполнения шприца, размещения фильтра и выпускания в ампулу для образцов в надлежащем случае составляет величину, меньшую, чем приблизительно 5 с, и данный интервал в подходящем случае начинается и заканчивается в течение приблизительно 3 с в ту или иную сторону от каждой целевой продолжительности времени отбора образца. В течение приблизительно 5 мин от каждого заполнения ампулы для образцов закрывают крышкой и выдерживают приблизительно при постоянной температуре вплоть до проведения последующего химического анализа. После отбора конечного образца в момент времени, соответствующий прохождению 30 мин после t=0, все шестнадцать образцов анализируют для установления количества растворенной ТРА при использовании метода ВЭЖХ-ДМД, в общем случае охарактеризованного в другом месте данного описания. Однако в настоящем испытании как калибровочные стандарты, так и приведенные результаты рассчитываются как миллиграммы растворенной ТРА на один грамм растворителя ТГФ (здесь и далее в настоящем документе «м.д. в ТГФ»). Например, если все 250 мг твердой фазы представляли бы собой очень чистую ТРА, и если данное общее количество было бы полностью растворено в 250 г растворителя ТГФ до того, как был отобран конкретный образец, то тогда правильно измеренная концентрация составила бы приблизительно 1000 м.д. в ТГФ.The dissolution rate of a known amount of a solid phase in a known amount of solvent in a stirred mixture can be measured in accordance with various protocols. According to the use in the present invention, a measurement method called a “time dissolution test” is defined as follows. During the entire dissolution test over time, an ambient pressure of approximately 0.1 MPa is used. The ambient temperature used during the entire dissolution test over time is approximately 22 ° C. In addition, before starting the tests for the solid phase, solvent, and all dissolution equipment, they achieved complete thermal equilibrium at a given temperature, and no noticeable heating or cooling of the beaker or its contents was noted during the dissolution period. The solvent-formed portion in the form of fresh tetrahydrofuran of the brand “pure for HPLC analysis” (purity> 99.9%), hereinafter referred to as THF, in an amount of 250 g is placed in a clean glass KIMAX high-shaped glass beaker with a volume of 400 ml (Kimble® Part Number 14020, Kimble / Kontes, Vineland, NJ), which is non-heat insulated, having smooth walls and, generally, a cylindrical shape. A teflon-coated magnetic stirrer (part number VWR 58948-230, approximately 1 inch long and 3/8 inch diameter, with an octagonal cross section, VWR International, West Chester, PA 19380) is placed in a beaker, where it is naturally lowered to the bottom. The sample is mixed using a Variomag® multipoint 15 magnetic stirrer (H&P Labortechnik AG, Oberschleissheim, Germany) when set to rotate at 800 rpm. This stirring begins no more than 5 minutes before the addition of the solid phase and stably continues for at least 30 minutes after the addition of the solid phase. A solid sample in the form of particles of crude untreated or purified TPA in the amount of 250 mg is weighed into a non-stick cuvette for weighing samples. At the initial moment, denoted as t = 0, the entire weighed solid phase is immediately poured into the stirred THF and at the same time the stopwatch is started. With the right operation, THF very quickly wets the solid phase and forms a diluted, well-mixed suspension within 5 seconds. After that, samples of this mixture are obtained at subsequent time points, counted in minutes from t = 0: 0.08, 0.25, 0.50, 0.75, 1.00, 1.50, 2.00, 2.50 , 3.00, 4.00, 5.00, 6.00, 8.00, 10.00, 15.00 and 30.00. Each small sample was taken from a diluted well-mixed mixture using a new disposable syringe (Becton, Dickinson and Co, 5 ml, REF 30163, Franklin Lakes, NJ 07417). Immediately after sampling from a beaker into a new, labeled glass sample vial using a new unused filter syringe (25 mm diameter, 0.45 μm, Gelman GHP Acrodisc GF®, Pall Corporation, East Hills, NY 11548) approximately 2 ml of a clear liquid sample was rapidly released. The duration of each filling of the syringe, the placement of the filter and the discharge into the ampoule for samples, as appropriate, is less than approximately 5 s, and this interval, if appropriate, begins and ends within approximately 3 s in one direction or another from each target time duration sampling. For approximately 5 minutes from each filling, the ampoules for the samples are closed with a lid and kept at approximately constant temperature until the subsequent chemical analysis. After taking the final sample at a time corresponding to the passage of 30 minutes after t = 0, all sixteen samples are analyzed to determine the amount of dissolved TPA using the HPLC-DMD method, which is generally described elsewhere in this description. However, in this test, both calibration standards and the results are calculated as milligrams of dissolved TPA per gram of THF solvent (hereinafter, “ppm in THF”). For example, if all 250 mg of the solid phase would be very pure TPA, and if this total amount was completely dissolved in 250 g of THF solvent before a specific sample was taken, then a correctly measured concentration would be approximately 1000 ppm. . in THF.

Если СТА, соответствующую настоящему изобретению, будут подвергать описанному выше испытанию на растворение во времени, то тогда предпочтительно, чтобы образец, отобранный по истечении одной минуты после t=0, растворялся бы до концентрации, равной, по меньшей мере, приблизительно 500 м.д. в ТГФ, более предпочтительно, по меньшей мере, 600 м.д. в ТГФ. В случае образца, отбираемого по истечении двух минут после t=0, предпочтительно, чтобы СТА, соответствующая настоящему изобретению, растворялась бы до концентрации, равной, по меньшей мере, приблизительно 700 м.д. в ТГФ, более предпочтительно, по меньшей мере, 750 м.д. в ТГФ. В случае образца, отбираемого по истечении четырех минут после t=0, предпочтительно, чтобы СТА, соответствующая настоящему изобретению, растворялась бы до концентрации, равной, по меньшей мере, приблизительно 840 м.д. в ТГФ, более предпочтительно, по меньшей мере, 880 м.д. в ТГФ.If the CTA of the present invention is subjected to the dissolution test described above over time, then it is preferable that a sample taken after one minute after t = 0 dissolves to a concentration of at least about 500 ppm. . in THF, more preferably at least 600 ppm. in THF. In the case of a sample taken after two minutes after t = 0, it is preferred that the CTA of the present invention dissolves to a concentration of at least about 700 ppm. in THF, more preferably at least 750 ppm. in THF. In the case of a sample taken after four minutes after t = 0, it is preferred that the CTA of the present invention dissolves to a concentration of at least about 840 ppm. in THF, more preferably at least 880 ppm. in THF.

Изобретатели обнаружили то, что при описании временной зависимости для полного набора данных из всего испытания на растворение во времени подходящей является относительно простая модель отрицательного экспоненциального роста вне зависимости от сложности частиц и способа растворения. Форма уравнения, здесь и далее в настоящем документе называемого «моделью растворения во времени», представляет собой нижеследующее:The inventors have found that in describing the time dependence for a complete set of data from the entire dissolution test over time, a relatively simple model of negative exponential growth is suitable regardless of the complexity of the particles and the method of dissolution. The form of the equation, hereinafter referred to as the “time dissolution model”, is as follows:

S=A+B·(1-exp(-C·t)), S = A + B · (1-exp (-C · t)),

где t = время с единицей измерения минута;where t = time with unit of measurement minute;

S = растворимость с единицей измерения м.д. в ТГФ в момент времени t;S = solubility with ppm in THF at time t;

ехр = экспоненциальная функция в основании натурального логарифма 2;exp = exponential function at the base of the natural logarithm of 2;

А, В = константы регрессии с единицей измерения м.д. в ТГФ, где А в основном относится к быстрому растворению более мелких частиц за очень короткие промежутки времени, и где сумма А+В в основном относится к общему уровню растворения незадолго до завершения указанного периода испытания; иA, B = regression constants with a unit of measurement ppm in THF, where A mainly refers to the rapid dissolution of smaller particles in very short periods of time, and where the sum of A + B mainly refers to the total dissolution level shortly before the completion of the specified test period; and

С = константа времени регрессии с единицей измерения мин^-1.C = regression time constant with a unit of measurement of min ^-1 .

Константы регрессии подстраивают, добиваясь сведения к минимуму суммы квадратов отклонений фактических экспериментальных данных от соответствующих величин в модели, при этом данный способ обычно называют аппроксимацией по методу «наименьших квадратов». Предпочтительным комплектом программного обеспечения, предназначенным для проведения данной регрессии данных, является JMP Release 5.1.2 (компания SAS Institute Inc., JMP Software, САС-Кэмпус-Драйв, Кэри, Северная Каролина 27513).The regression constants are adjusted to minimize the sum of the squares of the deviations of the actual experimental data from the corresponding values in the model, and this method is usually called the least-squares approximation. The preferred software suite for this data regression is JMP Release 5.1.2 (SAS Institute Inc., JMP Software, SAS Campus Drive, Carey, North Carolina 27513).

В случае проведения для СТА, соответствующей настоящему изобретению, испытания по методу испытания на растворение во времени и аппроксимации в соответствии с описанной выше моделью растворения во времени предпочтительно, чтобы СТА характеризовалась бы константой времени «С», превышающей приблизительно 0,5 мин^-1, более предпочтительно превышающей приблизительно 0,6 мин^-1, а наиболее предпочтительно превышающей 0,7 мин^-1.In the case of conducting for the CTA in accordance with the present invention, the test according to the test method for dissolution in time and approximation in accordance with the above model of dissolution in time, it is preferable that the CTA would have a time constant "C" in excess of approximately 0.5 min ^-1 , more preferably greater than about 0.6 min ^-1 , and most preferably greater than 0.7 min ^-1 .

Фиг.55А и 55В иллюстрируют обычную частицу СТА, полученную при использовании обычного способа высокотемпературного окисления в проточном реакторе смешения (CSTR). Фиг.55А демонстрирует обычную частицу СТА при 500-кратном увеличении, в то время как фиг.55В представляет собой изображение в увеличенном масштабе и демонстрирует частицу СТА при 2000-кратном увеличении. Визуальное сопоставление частиц СТА изобретения, проиллюстрированных на фиг.54А и 54В, и обычной частицы СТА, проиллюстрированной на фиг.55А и 55В, свидетельствует о том, что обычная частица СТА характеризуется повышенной плотностью, меньшей площадью удельной поверхности, меньшей пористостью и большим размером частиц по сравнению с частицами СТА изобретения. Собственно говоря, обычная СТА, представленная на фиг.55А и 55В, характеризуется средним размером частиц, равным приблизительно 205 мкм, и площадью удельной поверхности согласно методу БЭТ, равной приблизительно 0,57 м²/г.55A and 55B illustrate a conventional CTA particle obtained using a conventional high temperature oxidation method in a flow mixing reactor (CSTR). Fig. 55A shows a conventional CTA particle at a 500x magnification, while Fig. 55B is an enlarged image and shows a CTA particle at a 2000x magnification. A visual comparison of the CTA particles of the invention illustrated in FIGS. 54A and 54B and the conventional CTA particle illustrated in FIGS. 55A and 55B indicates that a conventional CTA particle is characterized by increased density, lower specific surface area, lower porosity and larger particle size in comparison with the particles of the CTA of the invention. In fact, the conventional CTA shown in FIGS. 55A and 55B is characterized by an average particle size of approximately 205 μm and a specific surface area according to the BET method of approximately 0.57 m ² / g.

Фиг.56 иллюстрирует обычно используемый способ получения очищенной терефталевой кислоты (РТА). В обычно используемом способе получения РТА пара-ксилол подвергают частичному окислению в высокотемпературном реакторе окисления с механическим перемешиванием 700. Суспензию, содержащую СТА, из реактора 700 отбирают, а после этого очищают в системе очистки 702. Продукт РТА системы очистки 702 вводят в систему разделения 706 для отделения и высушивания частиц РТА. Система очистки 702 составляет большую долю расходов, связанных с получением частиц РТА при использовании обычных способов. Система очистки 702 в общем случае включает систему добавления воды/обмена 708, систему растворения 710, систему гидрирования 712 и три отдельные кристаллизационные емкости 704а, b, c. В системе добавления воды/обмена 708 существенную часть маточного раствора вытесняют водой. После добавления воды суспензию вода/СТА вводят в систему растворения 710, где смесь вода/СТА нагревают до тех пор, пока частицы СТА в воде полностью не растворятся. После растворения СТА раствор СТА в воде подвергают гидрированию в системе гидрирования 712. После этого для отходящего потока продукта гидрирования из системы гидрирования 712 проводят три стадии кристаллизации в кристаллизационных емкостях 704а, b, c с последующим отделением РТА в системе разделения 706.Fig. 56 illustrates a commonly used process for the preparation of purified terephthalic acid (PTA). In a commonly used process for producing PTA, para-xylene is partially oxidized in a high temperature mechanically stirred oxidation reactor 700. A suspension containing CTA is withdrawn from reactor 700 and then purified in purification system 702. The product of PTA purification system 702 is introduced into separation system 706 for separating and drying the particles of PTA. Purification system 702 accounts for a large proportion of the costs associated with producing PTA particles using conventional methods. The purification system 702 generally includes a water / exchange system 708, a dissolution system 710, a hydrogenation system 712, and three separate crystallization vessels 704a, b, c. In a water / exchange 708 system, a substantial portion of the mother liquor is displaced by water. After adding water, the suspension of water / CTA is introduced into the dissolution system 710, where the water / CTA mixture is heated until the CTA particles in water are completely dissolved. After the CTA is dissolved, the CTA solution in water is hydrogenated in the hydrogenation system 712. After that, for the effluent of the hydrogenation product from the hydrogenation system 712, three crystallization stages are carried out in crystallization vessels 704a, b, c, followed by separation of the PTA in the separation system 706.

Фиг.57 иллюстрирует улучшенный способ получения РТА, использующий барботажную колонну реакторного типа окисления 800, сконфигурированную в соответствии с вариантом реализации настоящего изобретения. Из реактора 800 отбирают первоначальную суспензию, содержащую твердые частицы СТА и жидкий маточный раствор. Обычно первоначальная суспензия может содержать твердые частицы СТА в количестве в диапазоне от приблизительно 10 до приблизительно 50% масс., при этом баланс составляет жидкий маточный раствор. Твердые частицы СТА, присутствующие в первоначальной суспензии, обычно содержат, по меньшей мере, приблизительно 400 м.д. масс. 4-карбоксибензальдегида (4-СВА), более часто, по меньшей мере, приблизительно 800 м.д. масс. 4-СВА, а наиболее часто 4-СВА в количестве в диапазоне от 1000 до 15000 м.д. масс. Первоначальную суспензию, отобранную из реактора 800, вводят в систему очистки 802 для уменьшения концентрации 4-СВА и других примесей, присутствующих в СТА. В системе очистки 802 получают более чистую/очищенную суспензию и ее подвергают разделению и высушиванию в системе разделения 804, тем самым, получая частицы более чистой твердой терефталевой кислоты, содержащие менее чем приблизительно 400 м.д. масс. 4-СВА, более предпочтительно менее чем приблизительно 250 м.д. масс. 4-СВА, а наиболее предпочтительно 4-СВА в количестве в диапазоне от 10 до 200 м.д. масс.Fig. 57 illustrates an improved process for producing PTA using an oxidation reactor type bubble column 800 configured in accordance with an embodiment of the present invention. An initial suspension containing solid CTA particles and a liquid mother liquor is withdrawn from reactor 800. Typically, the initial suspension may contain CTA solid particles in an amount in the range of from about 10 to about 50 wt%, with the balance being a liquid mother liquor. The CTA solid particles present in the initial suspension typically contain at least about 400 ppm. mass 4-carboxybenzaldehyde (4-CBA), more often at least about 800 ppm. mass 4-CBA, and most often 4-CBA in an amount in the range from 1000 to 15000 ppm mass An initial slurry taken from reactor 800 is introduced into purification system 802 to reduce the concentration of 4-CBA and other impurities present in the CTA. In purification system 802, a cleaner / purified suspension is obtained and it is separated and dried in separation system 804, thereby obtaining particles of purer terephthalic acid solid containing less than about 400 ppm. mass 4-CBA, more preferably less than about 250 ppm. mass 4-CBA, and most preferably 4-CBA in an amount in the range of 10 to 200 ppm. mass

Система очистки 802 из системы получения РТА, проиллюстрированной на фиг.57, обеспечивает достижение нескольких преимуществ по сравнению с системой очистки 802 из системы предшествующего уровня техники, проиллюстрированной на фиг.56. Предпочтительно система очистки 802 в общем случае включает систему обмены раствора 806, утилизатор 808 и один кристаллизатор 810. В системе обмена раствора 806, по меньшей мере, приблизительно 50% масс. маточного раствора, присутствующего в первоначальной суспензии, обменивают на свежий растворитель замены с получением, таким образом, суспензии после обмена растворителя, содержащей частицы СТА и растворитель замены. Суспензию после обмена растворителя, покидающую систему обмена раствора 806, вводят в утилизатор (или реактор вторичного окисления) 808. В утилизаторе 808 реакцию вторичного окисления проводят при несколько более высоких температурах по сравнению с теми, которые использовали во время реакции первоначального/первичного окисления, проводимой в барботажной колонне реакторного типа 800. Как обсуждалось выше, большая площадь удельной поверхности, небольшой размер частиц и малая плотность частиц СТА, полученных в реакторе 800, приводят к тому, что определенные примеси, захваченные в частицах СТА, становятся доступными для окисления в утилизаторе 808 без возникновения необходимости в проведении полного растворения частиц СТА в утилизаторе 808. Таким образом, температура в утилизаторе 808 может составлять величину, меньшую, чем во многих подобных способах предшествующего уровня техники. Вторичное окисление, проводимое в утилизаторе 808, предпочтительно приводит к уменьшению концентрации 4-СВА в СТА, по меньшей мере, на 200 м.д. масс., более предпочтительно, по меньшей мере, приблизительно на 400 м.д. масс., а наиболее предпочтительно на величину в диапазоне от 600 до 6000 м.д. масс. Предпочтительно температура вторичного окисления в утилизаторе 808, по меньшей мере, приблизительно на 10°С превышает температуру первичного окисления в барботажной колонне реакторного типа 800, более предпочтительно превышает температуру первичного окисления в реакторе 800 на величину в диапазоне от приблизительно 20 до приблизительно 80°С, а наиболее предпочтительно превышает температуру первичного окисления в реакторе 800 на величину в диапазоне от 30 до 50°С. Температура вторичного окисления предпочтительно находится в диапазоне от приблизительно 160 до приблизительно 240°С, более предпочтительно в диапазоне от приблизительно 180 до приблизительно 220°С, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 190 до 210°С. Очищенный продукт из утилизатора 808 требует наличия только одной стадии кристаллизации в кристаллизаторе 810 перед проведением разделения в системе разделения 804. Подходящие методики вторичного окисления/утилизации обсуждаются более подробно в публикации патентной заявки США № 2005/0065373, описание которой во всей своей полноте недвусмысленно включается в настоящий документ для справки.The cleaning system 802 from the PTA receiving system illustrated in FIG. 57 provides several advantages over the cleaning system 802 from the prior art system illustrated in FIG. 56. Preferably, the purification system 802 generally includes a solution exchange system 806, a utilizer 808 and one crystallizer 810. In the solution exchange system 806, at least about 50% of the mass. the mother liquor present in the initial suspension is exchanged for a fresh replacement solvent, thereby obtaining a suspension after exchange of a solvent containing CTA particles and a replacement solvent. The suspension after solvent exchange leaving the solution exchange system 806 is introduced into a utilizer (or secondary oxidation reactor) 808. In utilizer 808, the secondary oxidation reaction is carried out at slightly higher temperatures than those used during the initial / primary oxidation reaction in a bubble column of a reactor type 800. As discussed above, the large specific surface area, small particle size, and low density of CTA particles produced in reactor 800 result in definiteness impurities trapped in the CTA particles to become available for oxidation in the utilizing 808 without the need arises in carrying out the complete dissolution of the CTA particles in the waste heat 808. Thus, the recovery temperature is 808 could be a value smaller than many similar prior art processes. Secondary oxidation carried out in utilizer 808 preferably results in a decrease in the concentration of 4-CBA in CTA by at least 200 ppm. mass., more preferably at least about 400 ppm. mass., and most preferably by a value in the range from 600 to 6000 ppm mass Preferably, the secondary oxidation temperature in the utilizer 808 is at least about 10 ° C. higher than the primary oxidation temperature in the bubble column reactor 800, more preferably higher than the primary oxidation temperature in reactor 800 by a value in the range of from about 20 to about 80 ° C. and most preferably, the primary oxidation temperature in the reactor 800 is exceeded by a value in the range of 30 to 50 ° C. The secondary oxidation temperature is preferably in the range of about 160 to about 240 ° C., more preferably in the range of about 180 to about 220 ° C., and most preferably in the range of 190 to 210 ° C. The purified product from utilizer 808 requires only one crystallization step in the crystallizer 810 before separation in the separation system 804. Suitable secondary oxidation / recycling techniques are discussed in more detail in US Patent Application Publication No. 2005/0065373, the entire disclosure of which is explicitly incorporated into this document is for reference.

Терефталевую кислоту (например, РТА), полученную при использовании системы, проиллюстрированной на фиг.57, предпочтительно образуют частицы РТА, характеризующиеся средним размером частиц, равным, по меньшей мере, приблизительно 40 мкм, более предпочтительно находящимся в диапазоне от приблизительно 50 до приблизительно 2000 мкм, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 60 до 200 мкм. Частицы РТА предпочтительно характеризуются средней площадью удельной поверхности согласно методу БЭТ, меньшей, чем приблизительно 0,25 м²/г, более предпочтительно находящейся в диапазоне от приблизительно 0,005 до приблизительно 0,2 м²/г, а наиболее предпочтительно в диапазоне от 0,01 до 0,18 м²/г. РТА, полученная при использовании системы, проиллюстрированной на фиг.57, является подходящей для использования в качестве исходного сырья при получения ПЭТФ. Обычно ПЭТФ получают в результате проведения этерификации терефталевой кислоты этиленгликолем с последующей поликонденсацией. Предпочтительно терефталевую кислоту, полученную в соответствии с одним вариантом реализации настоящего изобретения, используют в качестве исходного подаваемого материала в способе получения ПЭТФ в трубчатом реакторе, описанном в патентной заявке США с регистрационным номером 10/013318, поданной 7 декабря 2001 года, описание которой во всей своей полноте включается в настоящий документ для справки.Terephthalic acid (e.g., PTA) obtained using the system illustrated in Fig. 57 preferably forms PTA particles having an average particle size of at least about 40 microns, more preferably in the range of from about 50 to about 2000 microns, and most preferably in the range from 60 to 200 microns. The PTA particles are preferably characterized by an average specific surface area according to the BET method, less than about 0.25 m ² / g, more preferably in the range from about 0.005 to about 0.2 m ² / g, and most preferably in the range from 0, 01 to 0.18 m ² / g. PTA obtained using the system illustrated in FIG. 57 is suitable for use as a feedstock in the production of PET. Typically, PET is obtained by esterification of terephthalic acid with ethylene glycol, followed by polycondensation. Preferably, terephthalic acid obtained in accordance with one embodiment of the present invention is used as a feed source in a method for producing PET in a tubular reactor described in US Patent Application Serial Number 10/013318, filed December 7, 2001, which is described in its entirety its entirety is incorporated herein by reference.

Частицы СТА, характеризующиеся предпочтительной морфологией, описанной в настоящем документе, являются в особенности подходящими для использования в описанном выше способе окислительной утилизации, предназначенном для уменьшения уровня содержания 4-СВА. В дополнение к этому данные предпочтительные частицы СТА обеспечивают достижение преимуществ в широком ассортименте других способов последующей переработки, включающих растворение и/или химическую реакцию частиц. Данные дополнительные способы последующей переработки включают нижеследующее, но также и не ограничиваются только этим: реакция, по меньшей мере, с одним гидроксилсодержащим соединением с получением производных сложных эфиров, в особенности, реакция СТА с метанолом с получением диметилтерефталата и примесных сложных эфиров; реакция, по меньшей мере, с одним диолом с получением мономерного сложного эфира и/или полимерных производных сложного эфира, в особенности, реакция СТА с этиленгликолем с получением полиэтилентерефталата (ПЭТФ); и полное или частичное растворение в растворителях, включающих нижеследующее, но также и не ограничивающихся только этим: вода, уксусная кислота и N-метил-2-пирролидон, что может включать дополнительную переработку, включающую нижеследующее, но также и не ограничивающуюся только этим: переосаждение более чистой терефталевой кислоты и/или селективное химическое восстановление карбонильных групп, отличных от групп карбоновой кислоты. В частности, включается по существу растворение СТА в растворителе, включающем воду, в сочетании с частичным гидрированием, которое приводит к уменьшению количества альдегидов, в особенности, 4-СВА, флуоренонов, фенонов и/или антрахинонов.CTA particles characterized by the preferred morphology described herein are particularly suitable for use in the oxidative disposal process described above, designed to reduce the level of 4-CBA. In addition, these preferred CTA particles provide advantages in a wide range of other post-processing methods, including dissolving and / or chemical reaction of the particles. These additional post-processing methods include, but are not limited to, the following: reacting at least one hydroxyl-containing compound to produce ester derivatives, in particular, reacting CTA with methanol to produce dimethyl terephthalate and impurity esters; a reaction with at least one diol to produce a monomeric ester and / or polymer derivatives of an ester, in particular a reaction of CTA with ethylene glycol to produce polyethylene terephthalate (PET); and complete or partial dissolution in solvents, including the following, but also not limited to only this: water, acetic acid and N-methyl-2-pyrrolidone, which may include additional processing, including the following, but also not limited to this: reprecipitation more pure terephthalic acid and / or selective chemical reduction of carbonyl groups other than carboxylic acid groups. In particular, essentially dissolving the CTA in a solvent including water, in combination with partial hydrogenation, which reduces aldehydes, especially 4-CBA, fluorenones, phenons and / or anthraquinones, is included.

Изобретатели также предусматривают возможность получения частиц СТА, обладающих предпочтительными свойствами, описанными в настоящем документе, из частиц СТА, не соответствующих требованиям предпочтительных свойств, описанных в настоящем документе (частиц СТА, не соответствующих требованиям) при использовании способов, включающих нижеследующее, но также и не ограничивающихся только этим: механическое измельчение частиц СТА, не соответствующих требованиям, и полное или частичное растворение частиц СТА, не соответствующих требованиям, с последующим полным или частичным переосаждением.The inventors also contemplate the possibility of producing CTA particles having the preferred properties described herein from CTA particles that do not meet the requirements of the preferred properties described herein (CTA particles not meeting the requirements) using methods including the following, but also not limited only to this: mechanical grinding of CTA particles that do not meet the requirements, and complete or partial dissolution of CTA particles that do not meet the requirements , Followed by full or partial re-precipitation.

В соответствии с одним вариантом реализации настоящего изобретения, предлагается способ частичного окисления окисляемого ароматического соединения до получения одного или нескольких типов ароматической карбоновой кислоты, где степень чистоты образуемой растворителем части исходного подаваемого материала (то есть «образуемого растворителем исходного подаваемого материала») и степень чистоты образуемой окисляемым соединением части исходного подаваемого материала (то есть «образуемого окисляемым соединением исходного подаваемого материала») регулируют в определенных диапазонах, указанных далее. Совместно с другими вариантами реализации настоящего изобретения это делает возможным регулирование степени чистоты жидкой фазы и, в случае ее наличия, твердой фазы и объединенной фазы суспензии (то есть твердой фазы плюс жидкой фазы) реакционной среды в определенных предпочтительных диапазонах, обозначенных далее.In accordance with one embodiment of the present invention, there is provided a method for partial oxidation of an oxidizable aromatic compound to produce one or more types of aromatic carboxylic acid, wherein the degree of purity of the solvent-formed portion of the feed material (i.e., “the solvent-formed feed material”) and the purity of the formed the portion of the starting feed material (i.e., “formed by the oxidizing compound of the starting feed material ") is controlled within certain ranges specified below. Together with other embodiments of the present invention, this makes it possible to control the degree of purity of the liquid phase and, if present, the solid phase and the combined phase of the suspension (i.e., solid phase plus liquid phase) of the reaction medium in certain preferred ranges indicated below.

Что касается образуемого растворителем исходного подаваемого материала, то известно окисление окисляемого ароматического соединения (соединений) до получения ароматической карбоновой кислоты, где образуемый растворителем исходный подаваемый материал, вводимый в реакционную среду, представляет собой смесь уксусной кислоты и воды со степенями чистоты «чистый для анализа», и его зачастую используют в лабораторном масштабе и пилотном масштабе. Подобным же образом известно проведение окисления окисляемого ароматического соединения до получения ароматической карбоновой кислоты, где растворитель, покидающий реакционную смесь, отделяют от полученной ароматической карбоновой кислоты, а после этого отправляют на рецикл обратно в реакционную среду в качестве растворителя в исходном подаваемом материале главным образом по причинам, связанным с производственной себестоимостью. Данное отправление растворителя на рецикл с течением времени приводит к накоплению в возвращаемом на рецикл растворителе определенных примесей из исходного подаваемого материала и побочных продуктов технологического процесса. На современном уровне техники известны различные способы содействия очистке возвращаемого на рецикл растворителя перед повторным введением в реакционную среду. В общем случае повышенная степень очистки возвращаемого на рецикл растворителя приводит к получению значительно более высокой производственной себестоимости по сравнению с тем, чего достигают при пониженной степени очистки при использовании подобных способов. Один вариант реализации настоящего изобретения относится к осознанию и определению предпочтительных диапазонов для большого количества примесей в образуемом растворителем исходном подаваемом материале, многие из которых до настоящего времени воспринимались как в основном безвредные, для того, чтобы отыскать оптимальный баланс между общей производственной себестоимостью и общей степенью чистоты продукта.As for the solvent feed source, it is known to oxidize the oxidizable aromatic compound (s) to produce an aromatic carboxylic acid, where the solvent feed source introduced into the reaction medium is a mixture of acetic acid and water with a purity of “pure for analysis” , and it is often used on a laboratory scale and a pilot scale. Similarly, it is known to carry out the oxidation of an oxidizable aromatic compound to produce an aromatic carboxylic acid, where the solvent leaving the reaction mixture is separated from the obtained aromatic carboxylic acid, and then recycled back to the reaction medium as a solvent in the feed material, mainly for reasons related to production costs. This dispensing of the solvent for recycling over time leads to the accumulation of certain impurities in the solvent returned to recycling from the original feed material and by-products of the process. Various methods are known in the art for facilitating the purification of a solvent recycled prior to re-introduction into the reaction medium. In general, an increased degree of purification of the solvent returned to recycling results in a significantly higher production cost in comparison with what is achieved with a reduced degree of purification using similar methods. One embodiment of the present invention relates to the recognition and determination of preferred ranges for a large amount of impurities in a solvent-formed feed feed, many of which have so far been perceived to be substantially harmless, in order to find the optimal balance between total production costs and overall purity product.

«Возвращаемый на рецикл образуемый растворителем исходный подаваемый материал» определяют в настоящем документе как образуемый растворителем исходный подаваемый материал, включающий, по меньшей мере, приблизительно 5% масс. массы, которую ранее перепускали через реакционную среду, содержащую одно или несколько окисляемых ароматических соединений, претерпевающих частичное окисление. По причинам, связанным с коэффициентом заполнения растворителем и продолжительностью рабочего цикла для производственной установки, предпочтительно, чтобы части возвращаемого на рецикл растворителя перепускали бы через реакционную среду, по меньшей мере, один раз в день функционирования, более предпочтительно, по меньшей мере, один раз в день в течение, по меньшей мере, семи последовательных дней функционирования, а наиболее предпочтительно, по меньшей мере, один раз в день в течение, по меньшей мере, 30 последовательных дней функционирования. По экономическим причинам предпочтительно, чтобы растворитель, возвращаемый на рецикл, представлял бы собой, по меньшей мере, приблизительно 20% масс. от образуемого растворителем исходного подаваемого материала, направляемого в реакционную среду настоящего изобретения, более предпочтительно, по меньшей мере, приблизительно 40% масс., еще более предпочтительно, по меньшей мере, приблизительно 80% масс., а наиболее предпочтительно, по меньшей мере, 90% масс."Recycled solvent-formed feed feed" is defined herein as a solvent-formed feed feed comprising at least about 5% by weight. a mass that was previously passed through a reaction medium containing one or more oxidizable aromatic compounds undergoing partial oxidation. For reasons related to the solvent fill factor and the cycle time for the production plant, it is preferred that portions of the solvent recycled are recycled through the reaction medium at least once per day of operation, more preferably at least once per a day for at least seven consecutive days of functioning, and most preferably at least once a day for at least 30 consecutive days of functioning Ania. For economic reasons, it is preferable that the solvent returned to recycling, would be at least about 20% of the mass. from the solvent-formed starting feed directed to the reaction medium of the present invention, more preferably at least about 40% by weight, even more preferably at least about 80% by weight, and most preferably at least 90 % of the mass.

Изобретатели обнаружили то, что по причинам, связанным с активностью в реакции, и для учета наличия металлсодержащих примесей, остающихся в продукте окисления, концентрации выбранных металлов с переменной валентностью в возвращаемом на рецикл образуемом растворителем исходном подаваемом материале предпочтительно находятся в диапазонах, приведенных непосредственно далее. Концентрация железа в возвращаемом на рецикл растворителе предпочтительно составляет величину, меньшую приблизительно 150 м.д. масс., более предпочтительно меньшую приблизительно 40 м.д. масс., а наиболее предпочтительно находящуюся в диапазоне от 0 до 8 м.д. масс. Концентрация никеля в возвращаемом на рецикл растворителе предпочтительно составляет величину, меньшую приблизительно 150 м.д. масс., более предпочтительно меньшую приблизительно 40 м.д. масс., а наиболее предпочтительно находящуюся в диапазоне от 0 до 8 м.д. масс. Концентрация хрома в возвращаемом на рецикл растворителе предпочтительно составляет величину, меньшую приблизительно 150 м.д. масс., более предпочтительно меньшую приблизительно 40 м.д. масс., а наиболее предпочтительно находящуюся в диапазоне от 0 до 8 м.д. масс. Концентрация молибдена в возвращаемом на рецикл растворителе предпочтительно составляет величину, меньшую приблизительно 75 м.д. масс., более предпочтительно меньшую приблизительно 20 м.д. масс., а наиболее предпочтительно находящуюся в диапазоне от 0 до 4 м.д. масс. Концентрация титана в возвращаемом на рецикл растворителе предпочтительно составляет величину, меньшую приблизительно 75 м.д. масс., более предпочтительно меньшую приблизительно 20 м.д. масс., а наиболее предпочтительно находящуюся в диапазоне от 0 до 4 м.д. масс. Концентрация меди в возвращаемом на рецикл растворителе предпочтительно составляет величину, меньшую приблизительно 20 м.д. масс., более предпочтительно меньшую приблизительно 4 м.д. масс., а наиболее предпочтительно находящуюся в диапазоне от 0 до 1 м.д. масс. В возвращаемом на рецикл растворителе обычно также присутствуют и другие металлсодержащие примеси в общем случае при варьировании содержания на еще более низких уровнях в виде доли от содержания одного или нескольких из перечисленных ранее металлов. Регулирование содержания перечисленных выше металлов при выдерживании в предпочтительных диапазонах будет обеспечивать выдерживание содержания других металлсодержащих примесей на подходящих уровнях.The inventors have found that, for reasons related to activity in the reaction, and to take into account the presence of metal-containing impurities remaining in the oxidation product, the concentrations of the selected metals with variable valency in the solvent feed that is returned to recycling are preferably in the ranges given immediately below. The concentration of iron in the recycled solvent is preferably less than about 150 ppm. mass., more preferably less than approximately 40 ppm. mass., and most preferably in the range from 0 to 8 ppm. mass The concentration of nickel in the recycled solvent is preferably less than about 150 ppm. mass., more preferably less than approximately 40 ppm. mass., and most preferably in the range from 0 to 8 ppm. mass The concentration of chromium in the recycled solvent is preferably less than about 150 ppm. mass., more preferably less than approximately 40 ppm. mass., and most preferably in the range from 0 to 8 ppm. mass The concentration of molybdenum in the recycled solvent is preferably less than about 75 ppm. mass., more preferably less than approximately 20 ppm. mass., and most preferably in the range from 0 to 4 ppm. mass The concentration of titanium in the recycled solvent is preferably less than about 75 ppm. mass., more preferably less than approximately 20 ppm. mass., and most preferably in the range from 0 to 4 ppm. mass The concentration of copper in the recycled solvent is preferably less than about 20 ppm. mass., more preferably less than about 4 ppm. mass., and most preferably in the range from 0 to 1 ppm. mass Other metal-containing impurities are usually also present in the solvent to be recycled, generally varying the content at even lower levels as a fraction of the content of one or more of the metals listed above. The regulation of the content of the above metals when kept in the preferred ranges will ensure that the content of other metal impurities is maintained at suitable levels.

Данные металлы могут выявляться в качестве примесей в любом из поступающих в технологический процесс исходных подаваемых потоков (например, в поступающих окисляемом соединении, растворителе, окислителе и соединениях катализатора). В альтернативном варианте металлы могут образовываться в качестве продуктов коррозии в любой из технологических установок, находящихся в контакте с реакционной средой и/или находящихся в контакте с возвращаемым на рецикл растворителем. Способы регулирования содержания металлов при выдерживании в описанных диапазонах концентрации включают обеспечение достижения надлежащих технических характеристик и отслеживания степени чистоты для различных исходных подаваемых материалов и надлежащее использование конструкционных материалов, включающих нижеследующее, но не ограничивающихся только этим: многие коммерческие марки титана и нержавеющих сталей, включающие те марки, которые известны под наименованием двухфазных нержавеющих сталей и высокомолибденистых нержавеющих сталей.These metals can be detected as impurities in any of the initial feed streams entering the process (for example, in the incoming oxidizable compound, solvent, oxidizing agent and catalyst compounds). Alternatively, metals can form as corrosion products in any of the process units in contact with the reaction medium and / or in contact with the solvent recycled. Methods for controlling the metal content during aging in the concentration ranges described include ensuring that proper technical specifications and traceability are achieved for the various feed materials and the proper use of structural materials, including but not limited to the following: many commercial grades of titanium and stainless steels, including those grades that are known as biphasic stainless steels and high molybdenum stainless steels steels.

Изобретатели также выявили предпочтительные диапазоны для выбранных ароматических соединений в возвращаемом на рецикл растворителе. Данные соединения включают как осажденные, так и растворенные ароматические соединения в возвращаемом на рецикл растворителе.The inventors have also identified preferred ranges for selected aromatic compounds in a recycled solvent. These compounds include both precipitated and dissolved aromatic compounds in a recycled solvent.

Как это ни удивительно, но каждый осажденный продукт (например, ТРА), получаемый в результате частичного окисления пара-ксилола, является загрязнителем, в отношении которого необходимо принимать меры в случае растворителя, возвращаемого на рецикл. Поскольку, как это ни удивительно, для уровней содержания твердой фазы в реакционной среде существуют предпочтительные диапазоны, любой осажденной продукт в образуемом растворителем исходном подаваемом материале непосредственно уменьшает количество окисляемого соединения, которое можно будет подавать вместе с ним. Кроме того, как было обнаружено, подача осажденной твердой фазы, образуемой ТРА, в возвращаемом на рецикл растворителе при повышенных уровнях содержания оказывает неблагоприятное влияние на характер частиц, образуемых в среде осадительного окисления, что приводит к приданию нежелательного характера операциям на последующих стадиях технологической схемы (например, фильтрации продукта, промыванию растворителя, окислительной утилизации для сырого неочищенного продукта, растворению сырого неочищенного продукта для последующей переработки и тому подобному). Еще одна нежелательная характеристика осажденной твердой фазы в возвращаемом на рецикл образуемом растворителем исходном подаваемом материале заключается в том, что она зачастую отличается очень высокими уровнями содержания осажденных примесей по сравнению с концентрациями примесей в объеме твердой фазы в суспензиях ТРА, из которых получают большое количество возвращаемого на рецикл растворителя. Возможно повышенные уровни содержания примесей, наблюдаемые в твердой фазе, суспендированной в возвращаемом на рецикл фильтрате, могут относиться к временам зародышеобразования, подходящим для осаждения определенных примесей из возвращаемого на рецикл растворителя, и/или к охлаждению возвращаемого на рецикл растворителя, либо намеренного, либо обусловленного потерями в окружающую среду. Например, концентрации высокоокрашенного и нежелательного 2,6-дикарбоксифлуоренона наблюдались при намного более высоких уровнях содержания в твердой фазе, присутствующей в возвращаемом на рецикл растворителе при 80°С, по сравнению с тем, что наблюдали в твердой фазе ТРА, отделенной от возвращаемого на рецикл растворителя при 160°С. Подобным же образом, концентрации изофталевой кислоты наблюдались на намного более высоких уровнях в твердой фазе, присутствующей в возвращаемом на рецикл растворителе, по сравнению с уровнями, наблюдаемыми в твердой фазе ТРА из реакционной среды. То, как в точности будут себя вести конкретные осажденные примеси, захваченные в возвращаемом на рецикл растворителе, при повторном введении в реакционную среду, по-видимому, представляет собой варьирующимся свойством. Это зависит, может быть, от относительной растворимости примеси в жидкой фазе реакционной среды, может быть, от того, как осажденная примесь образует слои в осажденной твердой фазе, а может быть, от локальной скорости осаждения ТРА там, где твердая фаза будет впервые повторно введена в реакционную среду. Таким образом, изобретатели обнаружили то, что регулирование уровня содержания определенных примесей в возвращаемом на рецикл растворителе так, как это описывается далее, является полезным вне зависимости от того, будут ли данные примеси присутствовать в возвращаемом на рецикл растворителе в растворенной форме, или они будут захватываться в нем в частицах.Surprisingly, each precipitated product (e.g. TPA) resulting from the partial oxidation of para-xylene is a pollutant that must be addressed in the case of a solvent that is recycled. Since, surprisingly, there are preferred ranges for solids levels in the reaction medium, any precipitated product in the solvent-formed feed feed directly reduces the amount of oxidizable compound that can be fed with it. In addition, it was found that the supply of the precipitated solid phase formed by TPA in the solvent returned to recycling at elevated levels has an adverse effect on the nature of the particles formed in the precipitation oxidation medium, which leads to an undesirable character of operations in the subsequent stages of the technological scheme ( for example, filtering the product, washing the solvent, oxidative disposal for the crude crude product, dissolving the crude crude product for subsequent processing weave and the like). Another undesirable characteristic of the precipitated solid phase in the solvent feed feed that is returned to recycling is that it often has very high levels of precipitated impurities compared to the concentration of impurities in the volume of the solid phase in TPA suspensions, from which a large amount of solvent recycling. The possibly increased levels of impurities observed in the solid phase suspended in the recycle filtrate may relate to nucleation times suitable for precipitation of certain impurities from the recycle solvent, and / or to the cooling of the recycle solvent, either intentional or conditional environmental losses. For example, concentrations of highly colored and undesired 2,6-dicarboxyfluorenone were observed at much higher levels in the solid phase present in the recycled solvent at 80 ° C. compared to what was observed in the TPA solid phase separated from the recycled solvent at 160 ° C. Similarly, isophthalic acid concentrations were observed at much higher levels in the solid phase present in the recycled solvent, compared to levels observed in the TPA solid phase from the reaction medium. The exact behavior of the particular precipitated impurities entrapped in the recycleable solvent when reintroduced into the reaction medium appears to be a varying property. This depends, perhaps, on the relative solubility of the impurity in the liquid phase of the reaction medium, maybe on how the deposited impurity forms layers in the deposited solid phase, and maybe on the local deposition rate of TPA where the solid phase will be reintroduced for the first time. into the reaction medium. Thus, the inventors have found that controlling the level of certain impurities in the recycle solvent as described below is useful regardless of whether these impurities are present in the recycle solvent in dissolved form or they will be captured in it in particles.

Количество осажденной твердой фазы, присутствующей в возвращаемом на рецикл фильтрате, определяют гравиметрическим методом. Из растворителя, подаваемого в реакционную среду, отбирают представительный образец, в то время как растворитель перепускают в канал в направлении реакционной среды. Подходящий размер образца составляет приблизительно 100 г, помещенные в стеклянный контейнер, вмещающий приблизительно 250 мл внутреннего объема. Перед выпуском в условия действия атмосферного давления, но при одновременном непрерывном перепускании в направлении контейнера для образца, возвращаемый на рецикл фильтрат охлаждают до менее, чем 100°С; данное охлаждение производят для того, чтобы ограничить испарение растворителя в течение короткого промежутка времени перед герметичным закрытием в стеклянном контейнере. После помещения образца в условия действия атмосферного давления стеклянный контейнер незамедлительно герметично закрывают. После этого образцу дают возможность охлаждаться до приблизительно 20°С в окружении воздуха с температурой, равной приблизительно 20°С, и в отсутствие принудительной конвекции. После достижения приблизительно 20°С образец выдерживают в данном состоянии в течение, по меньшей мере, приблизительно 2 часов. После этого герметично закрытый контейнер интенсивно встряхивают до тех пор, пока не получают визуально однородное распределение твердой фазы. Непосредственно после этого в контейнер для образца помещают магнитный размешиватель и обеспечивают его вращение при скорости, достаточной для эффективного выдерживания однородного распределения твердой фазы. Отбирают пипеткой и взвешивают аликвоту в количестве 10 мл смешанной жидкости, содержащей суспендированную твердую фазу. После этого объем жидкой фазы из данной аликвоты отделяют в результате проведения перегонки под вакуумом все еще при приблизительно 20°С и при эффективности, позволяющей избежать потерь твердой фазы. Влажную твердую фазу, отфильтрованную из данной аликвоты, после этого высушивают при эффективности, позволяющей избежать сублимации твердой фазы, а данную высушенную твердую фазу взвешивают. Соотношение между массой высушенной твердой фазы и массой первоначальной аликвоты суспензии представляет собой долю твердой фазы, обычно выражаемую в виде процентного содержания и называемую в настоящем документе уровнем содержания осажденной твердой фазы в фильтрате, возвращаемом на рецикл, при 20°С.The amount of precipitated solid phase present in the filtrate returned to recycling is determined by the gravimetric method. A representative sample is taken from the solvent supplied to the reaction medium, while the solvent is passed into the channel in the direction of the reaction medium. A suitable sample size is approximately 100 g, placed in a glass container containing approximately 250 ml of internal volume. Before release under atmospheric pressure, but with continuous bypassing in the direction of the sample container, the filtrate returned to recycling is cooled to less than 100 ° C; this cooling is carried out in order to limit the evaporation of the solvent for a short period of time before hermetic closure in a glass container. After placing the sample under atmospheric pressure, the glass container is immediately sealed. After that, the sample is allowed to cool to approximately 20 ° C. surrounded by air with a temperature of approximately 20 ° C. and in the absence of forced convection. After reaching approximately 20 ° C. The sample is kept in this state for at least about 2 hours. After that, the hermetically sealed container is shaken vigorously until a visually uniform distribution of the solid phase is obtained. Immediately after that, a magnetic stirrer is placed in the sample container and rotated at a speed sufficient to effectively withstand the uniform distribution of the solid phase. Take a pipette and weigh an aliquot in an amount of 10 ml of a mixed liquid containing a suspended solid phase. After that, the volume of the liquid phase from this aliquot is separated by distillation under vacuum, still at approximately 20 ° C and at an efficiency that avoids loss of solid phase. The wet solid phase filtered from this aliquot is then dried at an efficiency that avoids sublimation of the solid phase, and this dried solid phase is weighed. The ratio between the mass of the dried solid phase and the mass of the initial aliquot of the suspension is the fraction of the solid phase, usually expressed as a percentage, referred to herein as the level of precipitated solid phase in the filtrate returned for recycling at 20 ° C.

Изобретатели обнаружили то, что ароматические соединения, растворенные в жидкой фазе реакционной среды и включающие ароматические карбоновые кислоты, не имеющие неароматических углеводородных групп (например, изофталевую кислоту, бензойную кислоту, фталевую кислоту, 2,5,4'-трикарбоксибифенил), как это ни удивительно, являются вредными компонентами. Несмотря на то, что данные соединения обладают в значительной мере пониженной химической активностью в рассматриваемой реакционной среде по сравнению с окисляемыми соединениями, имеющими неароматические углеводородные группы, изобретатели обнаружили то, что данные соединения, тем не менее, принимают участие во множестве неблагоприятных реакций. Таким образом, выгодно регулировать уровень содержания данных соединений в жидкой фазе реакционной среды при выдерживании в предпочтительных диапазонах. Это приводит к определению предпочтительных диапазонов выбранных соединений в возвращаемом на рецикл образуемом растворителем исходном подаваемом материале, а также предпочтительных диапазонов выбранных предшественников в образуемом окисляемым ароматическим соединением исходном подаваемом материале.The inventors have found that aromatic compounds dissolved in the liquid phase of the reaction medium and including aromatic carboxylic acids that do not have non-aromatic hydrocarbon groups (e.g. isophthalic acid, benzoic acid, phthalic acid, 2,5,4'-tricarboxybiphenyl), however surprisingly, are harmful components. Despite the fact that these compounds have a significantly reduced chemical activity in the considered reaction medium compared with oxidizable compounds having non-aromatic hydrocarbon groups, the inventors have found that these compounds, nevertheless, are involved in many adverse reactions. Thus, it is advantageous to control the level of the content of these compounds in the liquid phase of the reaction medium while maintaining in the preferred ranges. This leads to the determination of the preferred ranges of the selected compounds in the solvent-fed feed feed, as well as the preferred ranges of the selected precursors in the aromatic oxidizable feed feed.

Например, в случае жидкофазного частичного окисления пара-ксилола до получения терефталевой кислоты (ТРА) изобретатели обнаружили то, что высокоокрашенный и нежелательный примесный 2,7-дикарбоксифлуоренон (2,7-DCF) практически не обнаруживается в реакционной среде и отобранном продукте в случае присутствия мета-замещенных ароматических соединений в реакционной среде при очень низких уровнях содержания. Изобретатели обнаружили то, что в случае присутствия в образуемом растворителем исходном подаваемом материале примесной изофталевой кислоты при все более возрастающих уровнях содержания эффективность образования 2,7-DCF увеличивается почти что прямо пропорционально. Изобретатели также обнаружили то, что в случае присутствия в исходном подаваемом материале, образуемом пара-ксилолом, примесного мета-ксилола эффективность образования 2,7-DCF опять-таки увеличивается почти что прямо пропорционально. Кроме того, даже в случае отсутствия в образуемом растворителем исходном подаваемом материале и образуемом окисляемым соединением исходном подаваемом материале мета-замещенных ароматических соединений изобретатели обнаружили то, что во время обычного частичного окисления очень чистого пара-ксилола образуется определенное количество изофталевой кислоты, в особенности тогда, когда в жидкой фазе реакционной среды присутствует бензойная кислота. Данная самообразующаяся изофталевая кислота благодаря своей более высокой растворимости, по сравнению с ТРА, в растворителе, содержащем уксусную кислоту и воду, с течением времени может накапливаться в промышленных установках, использующих возвращаемый на рецикл растворитель. Таким образом, все характеристики, выбираемые из количества изофталевой кислоты в образуемом растворителем исходном подаваемом материале, количества мета-ксилола в образуемом окисляемым ароматическим соединением исходном подаваемом материале и скорости самообразования изофталевой кислоты в реакционной среде, в надлежащем случае рассматриваются в равновесии друг с другом и в равновесии с любыми реакциями, которые обеспечивают расходование изофталевой кислоты. Как было обнаружено, в дополнение к образованию 2,7-DCF изофталевая кислота претерпевает и другие расходующие ее реакции, как это описывается далее. В дополнение к этому изобретатели обнаружили то, что существуют и другие вопросы, требующие внимания в случае задания подходящих диапазонов для мета-замещенных ароматических соединений при частичном окислении пара-ксилола до получения ТРА. Другие высокоокрашенные и нежелательные примеси, такие как 2,6-дикарбоксифлуоренон (2,6-DCF), по-видимому, очень тесно связаны с растворенными пара-замещенными ароматическими соединениями, которые всегда присутствуют в образуемом пара-ксилолом исходном подаваемом материале, направляемом на жидкофазное окисление. Таким образом, подавление образования 2,7-DCF лучше всего рассматривать в перспективе связи с уровнем содержания других образующихся окрашенных примесей.For example, in the case of liquid-phase partial oxidation of para-xylene to obtain terephthalic acid (TPA), the inventors found that highly colored and undesirable impurity 2,7-dicarboxyfluorenone (2,7-DCF) is practically not found in the reaction medium and the selected product in the presence of meta-substituted aromatic compounds in the reaction medium at very low levels. The inventors have found that when an impurity isophthalic acid is present in the solvent-formed starting feed material at ever-increasing levels of content, the production efficiency of 2.7-DCF increases almost in direct proportion. The inventors also found that if an x-impurity meta-xylene impurity is present in the feed material, the production efficiency of 2,7-DCF again increases almost in direct proportion. In addition, even in the absence of meta-substituted aromatic compounds in the solvent-supplied starting feed and the starting feed formed by the oxidizable compound, the inventors found that during the usual partial oxidation of very pure para-xylene, a certain amount of isophthalic acid is formed, especially then when benzoic acid is present in the liquid phase of the reaction medium. This self-forming isophthalic acid, due to its higher solubility compared to TPA, in a solvent containing acetic acid and water, can accumulate over time in industrial plants using recycled solvent. Thus, all the characteristics selected from the amount of isophthalic acid in the solvent feed source, the amount of meta-xylene in the feed feed formed by the oxidizable aromatic compound and the rate of self-formation of isophthalic acid in the reaction medium are, if appropriate, considered in equilibrium with each other and in equilibrium with any reactions that ensure the consumption of isophthalic acid. It has been found that in addition to the formation of 2,7-DCF, isophthalic acid also undergoes other consuming reactions, as described below. In addition to this, the inventors have discovered that there are other issues that need attention when setting suitable ranges for meta-substituted aromatic compounds in the partial oxidation of para-xylene to obtain TPA. Other highly colored and undesirable impurities, such as 2,6-dicarboxyfluorenone (2,6-DCF), appear to be very closely associated with dissolved para-substituted aromatic compounds, which are always present in the para-xylene-formed feed material fed to liquid phase oxidation. Thus, suppression of the formation of 2,7-DCF is best viewed in the future due to the level of the content of other colored impurities formed.

Например, в случае жидкофазного частичного окисления пара-ксилола до получения ТРА изобретатели обнаружили то, что по мере увеличения уровней содержания изофталевой кислоты и фталевой кислоты в реакционной среде возрастает эффективность образования тримеллитовой кислоты. Тримеллитовая кислота представляет собой трехфункциональную карбоновую кислоту, присутствие которой приводит к разветвлению полимерных цепей во время получения ПЭТФ из ТРА. Во многих сферах применения ПЭТФ уровни разветвления необходимо регулировать при выдерживании низких уровней, и, таким образом, регулирование в отношении тримеллитовой кислоты должно обеспечить выдерживание низких уровней ее содержания в очищенной ТРА. Присутствие мета-замещенных и орто-замещенных соединений в реакционной среде помимо приведения к образованию тримеллитовой кислоты также становится причиной образования и других трикарбоновых кислот (например, 1,3,5-трикарбоксибензола). Кроме того, увеличение присутствия в реакционной среде трикарбоновых кислот приводит к увеличению эффективности образования тетракарбоновых кислот (например, 1,2,4,5-тетракарбоксибензола). Одним фактором при задании предпочтительных уровней содержания мета-замещенных и орто-замещенных соединений в возвращаемом на рецикл образуемом растворителем исходном подаваемом материале, в образуемом окисляемым соединением исходном подаваемом материале и в реакционной среде, соответствующей настоящему изобретению, является регулирование эффективности общего образования всех ароматических карбоновых кислот, имеющих более чем две группы карбоновой кислоты.For example, in the case of a liquid-phase partial oxidation of para-xylene to obtain TPA, the inventors have discovered that as the levels of isophthalic acid and phthalic acid in the reaction medium increase, the efficiency of formation of trimellitic acid increases. Trimellitic acid is a trifunctional carboxylic acid, the presence of which leads to branching of the polymer chains during the production of PET from TPA. In many applications of PET, branching levels must be controlled while maintaining low levels, and thus, regulation with respect to trimellitic acid should ensure that low levels of its content in purified TPA are maintained. The presence of meta-substituted and ortho-substituted compounds in the reaction medium, in addition to leading to the formation of trimellitic acid, also causes the formation of other tricarboxylic acids (for example, 1,3,5-tricarboxybenzene). In addition, an increase in the presence of tricarboxylic acids in the reaction medium leads to an increase in the efficiency of formation of tetracarboxylic acids (for example, 1,2,4,5-tetracarboxybenzene). One factor in setting the preferred levels of meta-substituted and ortho-substituted compounds in the feed feed that is recycled by the solvent-generated, feed feed from the oxidizable compound and in the reaction medium of the present invention is to control the overall formation efficiency of all aromatic carboxylic acids having more than two carboxylic acid groups.

Например, в случае жидкофазного частичного окисления пара-ксилола до получения ТРА изобретатели обнаружили то, что повышенные уровни содержания в жидкой фазе реакционной среды нескольких растворенных ароматических карбоновых кислот, не имеющих неароматических углеводородных групп, непосредственно приводят к повышенной эффективности образования монооксида углерода и диоксида углерода. Данная повышенная эффективность образования оксидов углерода представляет собой потерю выхода как в отношении окислителя, так и в отношении окисляемого соединения, последнее - в связи с тем, что многие из попутно получаемых ароматических карбоновых кислот, с одной стороны, можно рассматривать в качестве примесей, с другой стороны, они также имеют коммерческую ценность. Таким образом, надлежащее удаление относительно растворимых карбоновых кислот, не имеющих неароматических углеводородных групп, из возвращаемого на рецикл растворителя имеет экономическое значение при предотвращении потерь выхода в отношении как окисляемого ароматического соединения, так и окислителя, в дополнение к подавлению образования в высшей степени нежелательных примесей, таких как различные флуореноны и тримеллитовая кислота.For example, in the case of a liquid-phase partial oxidation of para-xylene to obtain TPA, the inventors found that increased levels of several dissolved aromatic carboxylic acids without non-aromatic hydrocarbon groups in the liquid phase of the reaction medium directly lead to increased formation efficiency of carbon monoxide and carbon dioxide. This increased efficiency of the formation of carbon oxides represents a loss of yield both with respect to the oxidizing agent and with respect to the oxidizable compound, the latter due to the fact that many of the aromatic carboxylic acids obtained in passing, on the one hand, can be considered as impurities, on the other parties, they also have commercial value. Thus, the proper removal of relatively soluble carboxylic acids having no non-aromatic hydrocarbon groups from the solvent recycled is of economic importance in preventing loss of yield in relation to both the oxidizable aromatic compound and the oxidizing agent, in addition to inhibiting the formation of highly undesirable impurities, such as various fluorenones and trimellitic acid.

Например, в случае жидкофазного частичного окисления пара-ксилола до получения ТРА изобретатели обнаружили то, что образование 2,5,4'-трикарбоксибифенила, по-видимому, является неизбежным. 2,5,4'-трикарбоксибифенил представляет собой ароматическую трикарбоновую кислоту, образованную в результате сопряжения двух ароматических колец, может быть, в результате сопряжения растворенных пара-замещенных ароматических соединений с арильным радикалом, может быть, с арильным радикалом, образованным в результате декарбоксилирования или декарбонилирования пара-замещенных ароматических соединений. К счастью, образование 2,5,4'-трикарбоксибифенила обычно происходит до меньших уровней содержания по сравнению с тримеллитовой кислотой, и это обычно не становится причиной значительного увеличения трудностей в связи с разветвлением молекул полимера во время получения ПЭТФ. Однако изобретатели обнаружили то, что повышенные уровни содержания 2,5,4'-трикарбоксибифенила в реакционной среде, включающей окисление алкилароматики в соответствии с предпочтительными вариантами реализации настоящего изобретения, приводят к повышению уровней содержания высокоокрашенного и нежелательного 2,6-DCF. Повышенные уровни содержания 2,6-DCF возможно формируются при участии 2,5,4'-трикарбоксибифенила в результате замыкания цикла с потерей молекулы воды, хотя точный механизм реакции достоверно неизвестен. Если 2,5,4'-трикарбоксибифенил, который в большей мере растворим в растворителе, содержащем уксусную кислоту и воду, по сравнению с ТРА, получит возможность накапливаться в возвращаемом на рецикл растворителе до чрезмерно высоких уровней содержания, то тогда степени превращения в 2,6-DCF могут становиться неприемлемо большими.For example, in the case of a liquid-phase partial oxidation of para-xylene prior to TPA, the inventors have found that the formation of 2,5,4'-tricarboxybiphenyl is apparently inevitable. 2,5,4'-tricarboxybiphenyl is an aromatic tricarboxylic acid formed by conjugation of two aromatic rings, possibly as a result of conjugation of the dissolved para-substituted aromatic compounds with an aryl radical, maybe with an aryl radical formed by decarboxylation or decarbonylation of para-substituted aromatic compounds. Fortunately, the formation of 2,5,4'-tricarboxybiphenyl usually occurs at lower levels than trimellitic acid, and this usually does not cause a significant increase in difficulties due to branching of the polymer molecules during the production of PET. However, the inventors have found that elevated levels of 2,5,4'-tricarboxybiphenyl in a reaction medium including oxidation of alkyl aromatics in accordance with preferred embodiments of the present invention lead to increased levels of highly colored and undesired 2,6-DCF. Elevated levels of 2,6-DCF are possibly formed with the participation of 2,5,4'-tricarboxybiphenyl as a result of cycle closure with the loss of a water molecule, although the exact reaction mechanism is not known reliably. If 2,5,4'-tricarboxybiphenyl, which is more soluble in a solvent containing acetic acid and water, compared with TPA, will be able to accumulate in the solvent returned to recycling to excessively high levels, then the degree of conversion is 2, 6-DCFs can become unacceptably large.

Например, в случае жидкофазного частичного окисления пара-ксилола до получения ТРА изобретатели обнаружили то, что ароматические карбоновые кислоты, не имеющие неароматических углеводородных групп (например, изофталевая кислота) в общем случае приводят к мягкому подавлению химической активности реакционной среды в случае присутствия в жидкой фазе при достаточной концентрации.For example, in the case of a liquid-phase partial oxidation of para-xylene prior to TPA, the inventors found that aromatic carboxylic acids that do not have non-aromatic hydrocarbon groups (for example, isophthalic acid) generally lead to a mild suppression of the chemical activity of the reaction medium if present in the liquid phase in sufficient concentration.

Например, в случае жидкофазного частичного окисления пара-ксилола до получения ТРА изобретатели обнаружили то, что осаждение очень часто является неидеальным (то есть неравновесным) в том, что касается относительных концентраций различных химических соединений в твердой фазе и в жидкой фазе. Может быть, это обуславливается тем, что скорость осаждения очень велика при скоростях реакции за один проход в единицу времени, предпочтительных в настоящем документе, что приводит к неидеальному соосаждению примесей или даже к окклюдированию. Таким образом, в случае желательности ограничения концентрации определенных примесей (например, тримеллитовой кислоты и 2,6-DCF) в сырой неочищенной ТРА в связи с конфигурацией операций на последующих стадиях технологической схемы предпочтительно регулировать их концентрацию в образуемом растворителем исходном подаваемом материале, а также скорость их образования в реакционной среде.For example, in the case of a liquid-phase partial oxidation of para-xylene prior to TPA production, the inventors found that precipitation very often is imperfect (i.e., nonequilibrium) with respect to the relative concentrations of various chemical compounds in the solid phase and in the liquid phase. Perhaps this is due to the fact that the deposition rate is very high at reaction rates in one pass per unit time, preferred in this document, which leads to imperfect coprecipitation of impurities or even to occultation. Thus, if it is desirable to limit the concentration of certain impurities (for example, trimellitic acid and 2,6-DCF) in the crude crude TPA in connection with the configuration of operations in the subsequent stages of the technological scheme, it is preferable to control their concentration in the solvent feed source and the rate their formation in the reaction medium.

Например, изобретатели обнаружили то, что бензофеноновые соединения (например, 4,4'-дикарбоксибензофенон и 2,5,4'-трикарбоксибензофенон), полученные во время частичного окисления пара-ксилола, проявляют нежелательное действие в реакционной среде получения ПЭТФ даже несмотря на то, что бензофеноновые соединения сами по себе не являются настолько высокоокрашенными в ТРА, насколько такими являются флуореноны и антрахиноны. В соответствии с этим желательно ограничить присутствие бензофенонов и выбранных предшественников в возвращаемом на рецикл растворителе и в образуемом окисляемым соединением исходном подаваемом материале. Кроме того, изобретатели обнаружили то, что наличие повышенных уровней содержания бензойной кислоты вне зависимости от того, будет ли она введена в возвращаемый на рецикл растворитель или образована в реакционной среде, приводит к повышенным скоростям получения 4,4'-дикарбоксибензофенона.For example, the inventors have found that benzophenone compounds (e.g., 4,4'-dicarboxybenzophenone and 2,5,4'-tricarboxybenzophenone) obtained during the partial oxidation of para-xylene exhibit undesirable effects in the reaction medium for the production of PET even that benzophenone compounds per se are not so highly colored in TPA as fluorenones and anthraquinones are. Accordingly, it is desirable to limit the presence of benzophenones and selected precursors in the recycled solvent and in the feed material formed by the oxidizable compound. In addition, the inventors have found that the presence of elevated levels of benzoic acid, regardless of whether it is introduced into the recycled solvent or formed in the reaction medium, leads to increased production rates of 4,4'-dicarboxybenzophenone.

Говоря в целом, изобретатели обнаружили и в достаточной степени количественно охарактеризовали удивительный массив реакций для ароматических соединений, не имеющих неароматических углеводородных групп, которые имеют место в случае жидкофазного частичного окисления пара-ксилола до получения ТРА. Резюмируя просто результаты для индивидуального случая, связанного с бензойной кислотой, изобретатели обнаружили то, что повышенные уровни содержания бензойной кислоты в реакционной среде определенных вариантов реализации настоящего изобретения приводят к значительному увеличению эффективности образования высокоокрашенной и нежелательной 9-флуоренон-2-карбоновой кислоты, к получению значительно повышенных уровней содержания 4,4'-дикарбоксибифенила, к получению повышенных уровней содержания 4,4'-дикарбоксибензофенона, к мягкому подавлению химической активности при целевом окислении пара-ксилола и к получению повышенных уровней содержания оксидов углерода и сопутствующим потерям выхода. Изобретатели обнаружили то, что повышенные уровни содержания бензойной кислоты в реакционной среде также приводят к повышенной эффективности образования изофталевой кислоты и фталевой кислоты, уровни содержания которых в желательном случае контролируют, выдерживая в низких диапазонах в соответствии с подобными аспектами настоящего изобретения. Количество и важность реакций, включающих участие бензойной кислоты, может быть, являются даже более удивительными, поскольку некоторые изобретатели последнего времени предусматривают использование бензойной кислоты вместо уксусной кислоты в качестве основного компонента растворителя (см., например, патент США № 6562997). В дополнение к этому изобретатели настоящего изобретения наблюдали то, что во время окисления пара-ксилола бензойная кислота самообразуется со скоростями, которые являются вполне существенными по сравнению с ее образованием из примесей, таких как толуол и этилбензол, обычно обнаруживаемых в образуемом окисляемым соединением исходном подаваемом материале, содержащем пара-ксилол технической чистоты.Generally speaking, the inventors have discovered and sufficiently quantitatively characterized an amazing array of reactions for aromatic compounds that do not have non-aromatic hydrocarbon groups that occur in the case of liquid-phase partial oxidation of para-xylene to obtain TPA. Summarizing simply the results for an individual case related to benzoic acid, the inventors found that increased levels of benzoic acid in the reaction medium of certain embodiments of the present invention lead to a significant increase in the efficiency of formation of highly colored and undesirable 9-fluorenone-2-carboxylic acid, to obtain significantly elevated levels of 4,4'-dicarboxybiphenyl, to obtain elevated levels of 4,4'-dicarboxybenzophenone, to the soft hearth the occurrence of chemical activity during the targeted oxidation of para-xylene and to the production of elevated levels of carbon oxides and the associated loss of yield. The inventors have found that elevated levels of benzoic acid in the reaction medium also lead to increased formation efficiency of isophthalic acid and phthalic acid, the levels of which are desirably controlled by keeping in low ranges in accordance with similar aspects of the present invention. The number and importance of reactions involving benzoic acid may be even more surprising, as some recent inventors have suggested using benzoic acid instead of acetic acid as the main component of the solvent (see, for example, US Pat. No. 6,562,997). In addition to this, the inventors of the present invention observed that during the oxidation of para-xylene, benzoic acid self-forms at rates that are quite significant compared to its formation from impurities such as toluene and ethylbenzene, usually found in the feed material formed by the oxidizable compound containing para-xylene of technical purity.

С другой стороны, изобретатели обнаружили малую значимость дополнительного регулирования состава возвращаемого на рецикл растворителя в том, что касается присутствия окисляемого ароматического соединения, и в том, что касается промежуточных соединений в реакции ароматики, которые как сохраняют неароматические углеводородные группы, так и являются также относительно растворимыми в растворителе, возвращаемом на рецикл. В общем случае данные соединения либо подают в реакционную среду, либо они образуются в реакционной среде, со скоростями, соответствующими значительному превышению уровня их присутствия в возвращаемом на рецикл растворителе; а скорость расходования данных соединений в реакционной среде достаточно велика, при сохранения одной или нескольких неароматических углеводородных групп, что позволяет надлежащим образом ограничивать их накопление в возвращаемом на рецикл растворителе. Например, во время частичного окисления пара-ксилола в многофазной реакционной среде вместе с большими количествами растворителя в ограниченной степени испаряется и пара-ксилол. В случае покидания данным испарившимся растворителем реактора в виде части отходящего газа и его конденсации для извлечения в качестве растворителя, возвращаемого на рецикл, здесь же конденсируется также и существенная часть испарившегося пара-ксилола. Нет никакой необходимости ограничивать концентрацию данного пара-ксилола в растворителе, возвращаемом на рецикл. Например, если при покидании суспензией реакционной среды окисления пара-ксилола растворитель от твердой фазы отделяют, то тогда данный извлеченный растворитель будет содержать концентрацию растворенной пара-толуиловой кислоты, подобную концентрации, имеющей место на момент удаления из реакционной среды. Несмотря на то что ограничение стационарной концентрации пара-толуиловой кислоты в жидкой фазе реакционной среды, может быть важным, см. далее, нет никакой необходимости в отдельном регулировании содержания пара-толуиловой кислоты в данной части возвращаемого на рецикл растворителя благодаря ее относительно хорошей растворимости и ее малому массовому расходу по сравнению с образованием пара-толуиловой кислоты в реакционной среде. Подобным же образом, изобретатели выявили мало оснований для ограничения концентраций в возвращаемом на рецикл растворителе ароматических соединений, имеющих метильные заместители (например, толуиловых кислот), ароматических альдегидов (например, терефталевого альдегида), ароматических соединений, имеющих гидроксиметильных заместителей (например, 4-гидроксиметилбензойной кислоты) и бромированных ароматических соединений, сохраняющих, по меньшей мере, одну неароматическую углеводородную группу (например, альфа-бром-пара-толуиловой кислоты) уровнями, более низкими по сравнению с теми, которые внутренне присущи жидкой фазе, покидающей реакционную среду, существующую при частичном окислении ксилола в соответствии с предпочтительными вариантами реализации настоящего изобретения. Как это ни удивительно, но изобретатели также обнаружили и то, что нет никакой необходимости также и в регулировании в возвращаемом на рецикл растворителе концентрации выбранных фенолов, образующихся во время частичного окисления ксилола в соответствии с самой его природой, поскольку данные соединения образуются и разрушаются в реакционной среде со скоростями, соответствующими значительному превышению уровня их присутствия в растворителе, возвращаемом на рецикл. Например, изобретатели обнаружили то, что 4-гидроксибензойная кислота оказывает относительно небольшое влияние на химическую активность в предпочтительных вариантах реализации настоящего изобретения в случае совместной подачи с расходами, соответствующими более чем 2 г 4-гидроксибензойной кислоты на 1 кг пара-ксилола, что намного превышает естественное присутствие в возвращаемом на рецикл растворителе, несмотря на то, что другие исследователи сообщали, что она является существенным ядом в подобной реакционной среде (см., например, работу W. Partenheimer, Catalysis Today 23 (1995) p. 81).On the other hand, the inventors have found that it is of little importance to further control the composition of the solvent recycled to the solvent as regards the presence of an oxidizable aromatic compound, and as to intermediates in the aromatic reaction, which both retain non-aromatic hydrocarbon groups, are also relatively soluble. in the solvent returned for recycling. In the General case, these compounds are either fed into the reaction medium, or they are formed in the reaction medium, with speeds corresponding to a significant excess of the level of their presence in the solvent returned to the recycling; and the rate of consumption of these compounds in the reaction medium is quite high, while maintaining one or more non-aromatic hydrocarbon groups, which allows you to properly limit their accumulation in the solvent returned to recycling. For example, during partial oxidation of para-xylene in a multiphase reaction medium, together with large amounts of solvent, para-xylene is also evaporated to a limited extent. In the case of leaving the reactor with this evaporated solvent as a part of the exhaust gas and condensing it to recover as a solvent returned for recycling, a substantial part of the vaporized para-xylene is also condensed here. There is no need to limit the concentration of a given para-xylene in the solvent to be recycled. For example, if the solvent is separated from the solid phase when the suspension leaves the reaction medium for the oxidation of para-xylene, then this recovered solvent will contain a concentration of dissolved para-toluic acid similar to that at the moment of removal from the reaction medium. Although limiting the steady-state concentration of para-toluic acid in the liquid phase of the reaction medium may be important, see below, there is no need to separately control the content of para-toluic acid in this part of the solvent recycled due to its relatively good solubility and its low mass flow rate compared with the formation of para-toluic acid in the reaction medium. Similarly, the inventors have found little reason to limit the concentrations of recycled solvent aromatic compounds having methyl substituents (e.g. toluyl acids), aromatic aldehydes (e.g. terephthalaldehyde), aromatic compounds having hydroxymethyl substituents (e.g. 4-hydroxymethylbenzoic acid) and brominated aromatic compounds retaining at least one non-aromatic hydrocarbon group (e.g., alpha-bromo-para-toluic acid acid) at levels lower than those inherent in the liquid phase leaving the reaction medium existing in the partial oxidation of xylene in accordance with preferred embodiments of the present invention. Surprisingly, the inventors also found that there is no need to regulate the concentration of selected phenols formed during the partial oxidation of xylene in accordance with its nature, since these compounds are formed and destroyed in the reaction medium with speeds corresponding to a significant excess of the level of their presence in the solvent returned to recycling. For example, the inventors have found that 4-hydroxybenzoic acid has a relatively small effect on the reactivity in preferred embodiments of the present invention when co-fed at a rate corresponding to more than 2 g of 4-hydroxybenzoic acid per 1 kg of para-xylene, which is much higher the natural presence in the solvent being recycled, although other researchers have reported that it is a significant poison in such a reaction medium (see, e.g., y W. Partenheimer, Catalysis Today 23 (1995) p. 81).

Таким образом, существуют многочисленные реакции и многочисленные соображения по заданию предпочтительных диапазонов для различных ароматических примесей в образуемом растворителем исходном подаваемом материале, как в данный момент было описано. Данные открытия сформулированы при выражении через общий усредненный по массе состав для всех потоков растворителей, подаваемых в реакционную среду в течение заданного периода времени, предпочтительно одного дня, более предпочтительно одного часа, а наиболее предпочтительно одной минуты. Например, если один образуемый растворителем исходный подаваемый материал будут перепускать по существу непрерывно с составом, соответствующим 40 м.д. масс. изофталевой кислоты, при расходе 7 кг/мин, второй образуемый растворителем исходный подаваемый материал будут перепускать по существу непрерывно с составом, соответствующим 2000 м.д. масс. изофталевой кислоты, при расходе 10 кг/мин, и никаких других потоков образуемого растворителем исходного подаваемого материала в реакционную среду поступать не будет, то тогда общий усредненный по массе состав для образуемого растворителем исходного подаваемого материала будут рассчитывать в виде (40·7+2000·10)/(7+10)=1193 м.д. масс. изофталевой кислоты. Следует отметить то, что масса любого образуемого окисляемым соединением исходного подаваемого материала или любого образуемого окислителем исходного подаваемого материала, которые, может быть, являются перемешанными с образуемым растворителем исходным подаваемым материалом перед их поступлением в реакционную среду, не принимается во внимание при вычислении общего усредненного по массе состава образуемого растворителем исходного подаваемого материала.Thus, there are numerous reactions and numerous considerations in setting preferred ranges for various aromatic impurities in the solvent-formed feed feed material as has been described. These discoveries are formulated when expressed through the total weighted average composition for all solvent streams supplied to the reaction medium over a given period of time, preferably one day, more preferably one hour, and most preferably one minute. For example, if one solvent-formed feed source is bypassed substantially continuously with a composition corresponding to 40 ppm. mass isophthalic acid, at a flow rate of 7 kg / min, the second solvent-formed feed feed will be bypassed substantially continuously with a composition corresponding to 2000 ppm. mass isophthalic acid, at a flow rate of 10 kg / min, and no other streams formed by the solvent of the initial feed material will not enter the reaction medium, then the total mass-averaged composition for the solvent formed of the original feed material will be calculated as (40 · 7 + 2000 · 10) / (7 + 10) = 1193 ppm mass isophthalic acid. It should be noted that the mass of any feed material formed by the oxidizable compound or any feed material formed by the oxidizing agent, which may be mixed with the solvent formed by the feed material before they enter the reaction medium, is not taken into account when calculating the total averaged over the mass of the composition formed by the solvent of the original feed material.

Приведенная далее таблица 1 представляет предпочтительные значения для определенных компонентов в образуемом растворителем исходном подаваемом материале, вводимом в реакционную среду. Компоненты образуемого растворителем исходного подаваемого материала, приведенные в таблице 1, представляют собой нижеследующее: 4-карбоксибензальдегид (4-СВА), 4,4'-дикарбоксистильбен (4,4'-DCS), 2,6-дикарбоксиантрахинон (2,6-DCA), 2,6-дикарбоксифлуоренон (2,6-DCF), 2,7-дикарбоксифлуоренон (2,7-DCF), 3,5-дикарбоксифлуоренон (3,5-DCF), 9-флуоренон-2-карбоновая кислота (9F-2CA), 9-флуоренон-4-карбоновая кислота (9F-4CA), общий ассортимент флуоренонов, включающий другие флуореноны, не перечисленные индивидуально (общий ассортимент флуоренонов), 4,4'-дикарбоксибифенил (4,4'-DCB), 2,5,4'-трикарбоксибифенил (2,5,4'-TCB), фталевая кислота (РА), изофталевая кислота (IPA), бензойная кислота (ВА), тримеллитовая кислота (ТМА), 2,6-дикарбоксибензокумарин (2,6-DCBC), 4,4'-дикарбоксибензил (4,4'-DCBZ), 4,4'-дикарбоксибензофенон (4,4'-DCBP), 2,5,4'-трикарбоксибензофенон (2,5,4'-TCBP), терефталевая кислота (ТРА), осажденная твердая фаза при 20°С и общий ассортимент ароматических карбоновых кислот, не имеющих неароматических углеводородных групп. Приведенная далее таблица 1 представляет предпочтительные количества данных примесей в СТА, полученной в соответствии с вариантом реализации настоящего изобретения.Table 1 below provides preferred values for specific components in a solvent-formed feed feed material introduced into the reaction medium. The components of the solvent-formed starting feed material shown in Table 1 are as follows: 4-carboxybenzaldehyde (4-CBA), 4,4'-dicarboxylstilbene (4,4'-DCS), 2,6-dicarboxyanthraquinone (2,6- DCA), 2,6-dicarboxyfluorenone (2,6-DCF), 2,7-dicarboxyfluorenone (2,7-DCF), 3,5-dicarboxyfluorenone (3,5-DCF), 9-fluorenone-2-carboxylic acid (9F-2CA), 9-fluorenone-4-carboxylic acid (9F-4CA), a general assortment of fluorenones, including other fluorenones not listed individually (general assortment of fluorenones), 4,4'-dicarboxybiphenyl (4,4'-DCB ), 2,5,4'-t ricarboxybiphenyl (2,5,4'-TCB), phthalic acid (RA), isophthalic acid (IPA), benzoic acid (VA), trimellitic acid (TMA), 2,6-dicarboxybenzocoumarin (2,6-DCBC), 4 4'-dicarboxybenzyl (4,4'-DCBZ), 4,4'-dicarboxybenzophenone (4,4'-DCBP), 2,5,4'-tricarboxybenzophenone (2,5,4'-TCBP), terephthalic acid (TPA), precipitated solid phase at 20 ° C and a general assortment of aromatic carboxylic acids that do not have non-aromatic hydrocarbon groups. The following table 1 presents the preferred amounts of these impurities in CTA, obtained in accordance with a variant implementation of the present invention.

ТАБЛИЦА 1TABLE 1 Компоненты образуемого растворителем исходного подаваемого материала, вводимого в реакционную средуComponents of Solvent-Formed Feed Material Introduced into the Reaction Medium Идентификация компонентаComponent Identification Предпочтительное количество (м.д. масс.)Preferred amount (ppm mass.) Более предпочтительное количество (м.д. масс.)A more preferred amount (ppm mass.) Наиболее предпочтительное количество (м.д. масс.)The most preferred amount (ppm mass.) 4-СВА 4-CBA <1200<1200 30-60030-600 60-30060-300 4,4'-DCS 4.4'-DCS <3<3 <2<2 <1<1 2,6-DCA 2,6-DCA <6<6 0,1-30.1-3 0,2-10.2-1 2,6-DCF 2,6-DCF <20<20 0,1-100,1-10 0,5-50.5-5 2,7-DCF 2,7-DCF <10<10 0,1-50.1-5 0,5-20.5-2 3,5-DCF 3,5-DCF <10<10 <5<5 <2<2 9F-2CA 9F-2CA <10<10 0,1-50.1-5 0,5-20.5-2 9F-4CA 9F-4CA <5<5 <3<3 <1<1 Общий ассортимент флуоренонов General range of fluorenones <40<40 <20<20 1-81-8 4,4'-DCB 4,4'-DCB <45<45 <15<15 0,5-50.5-5 2,5,4'-TCB 2,5,4'-TCB <45<45 0,1-150.1-15 0,5-50.5-5 PA PA <1000<1000 15-40015-400 40-15040-150 IPA IPA 25002500 40-120040-1200 120-400120-400 BA BA <4500<4500 50-150050-1500 150-500150-500 TMA TMA <1000<1000 15-40015-400 40-15040-150 2,6-DCBC 2,6-DCBC <40<40 <20<20 <5<5 4,4'-DCBZ 4,4'-DCBZ <40<40 <20<20 <5<5 4,4'-DCBP 4,4'-DCBP <40<40 <20<20 <5<5 2,5,4'-TCBP 2,5,4'-TCBP <40<40 <20<20 0,5-50.5-5 TPA TPA <9000<9000 200-6000200-6000 400-2000400-2000 Осажденная твердая фаза при 20°С Precipitated solid phase at 20 ° C <9000<9000 200-6000200-6000 600-2000600-2000 Общий ассортимент ароматических карбоновых кислот, не имеющих неароматических углеводородных групп General assortment of aromatic carboxylic acids that do not have non-aromatic hydrocarbon groups <18000<18000 300-9000300-9000 450-3000450-3000

В возвращаемом на рецикл растворителе обычно присутствует также и множество других ароматических примесей, в общем случае при варьировании содержания на еще более низких уровнях и/или в виде доли от содержания одного или нескольких из описанных ароматических соединений. Способы регулирования уровней содержания описанных ароматических соединений при выдерживании в предпочтительных диапазонах обычно будут обеспечивать выдерживание на подходящих уровнях содержания и других ароматических примесей.Many other aromatic impurities are usually also present in the recycled solvent, generally when varying the content at even lower levels and / or as a fraction of the content of one or more of the described aromatic compounds. Methods for controlling the levels of the described aromatic compounds when kept in the preferred ranges will typically ensure that other aromatic impurities are maintained at suitable levels.

В случае использования в реакционной среде брома, как известно, большое количество ионных и органических форм брома будет существовать в динамическом равновесии. Данные различные формы брома характеризуются различными характеристиками стабильности сразу после покидания реакционной среды и прохождения через операции в различных установках, относящиеся к возвращаемому на рецикл растворителю. Например, альфа-бром-пара-толуиловая кислота в определенных условиях может присутствовать как таковая или в других условиях может подвергаться гидролизу с образованием 4-гидроксиметилбензойной кислоты и бромида водорода. В настоящем изобретении предпочтительно, чтобы, по меньшей мере, приблизительно 40% масс., более предпочтительно, чтобы, по меньшей мере, приблизительно 60% масс., а наиболее предпочтительно, чтобы, по меньшей мере, приблизительно 80% масс. от общей массы брома, присутствующего в общем образуемом растворителем исходном подаваемом материале, вводимом в реакционную среду, имели бы вид одной или нескольких из следующих далее химических форм: ионный бром, альфа-бром-пара-толуиловая кислота и бромуксусная кислота.In the case of using bromine in the reaction medium, as is known, a large number of ionic and organic forms of bromine will exist in dynamic equilibrium. These various forms of bromine are characterized by different stability characteristics immediately after leaving the reaction medium and passing through operations in various plants related to the solvent returned to recycling. For example, alpha-bromo-para-toluic acid may, under certain conditions, be present as such or, under other conditions, may undergo hydrolysis to form 4-hydroxymethylbenzoic acid and hydrogen bromide. In the present invention, it is preferable that at least about 40% by weight, more preferably, at least about 60% by weight, and most preferably, at least about 80% by weight. of the total mass of bromine present in the total solvent-formed starting feed material introduced into the reaction medium would have the form of one or more of the following chemical forms: ionic bromine, alpha-bromo-para-toluic acid and bromoacetic acid.

Несмотря на то что важность и значение регулирования общей усредненной по массе степени чистоты образуемого растворителем исходного подаваемого материала при выдерживании в описанных желательных диапазонах настоящего изобретения до настоящего момента не были раскрыты и/или описаны, подходящие способы регулирования степени чистоты образуемого растворителем исходного подаваемого материала могут быть скомпонованы из различных способов, уже известных на современном уровне техники. Во-первых, любой растворитель, испарившийся из реакционной среды, обычно характеризуется подходящей степенью чистоты при том условии, что жидкая или твердая фаза из реакционной среды не будут захватываться испарившимся растворителем. В соответствии с описанием в настоящем документе такой захват надлежащим образом ограничивается подачей капель растворителя флегмы в пространство отделения отходящего газа над реакционной средой; и из такого отходящего газа может быть сконденсирован возвращаемый на рецикл растворитель с подходящей степенью чистоты в отношении ароматического соединения. Во-вторых, более трудная и дорогостоящая очистка возвращаемого на рецикл образуемого растворителем исходного подаваемого материала обычно относится к растворителю, отбираемому из реакционной среды в жидкой форме, и к растворителю, который впоследствии вступает в контакт с жидкой и/или твердой фазами реакционной среды, отбираемой из реакционной емкости (то есть возвращаемому на рецикл растворителю, получаемому из фильтра, в котором твердую фазу концентрируют и/или промывают, возвращаемому на рецикл растворителю, получаемому из центрифуги, в которой твердую фазу концентрируют и/или промывают, возвращаемому на рецикл растворителю, отбираемому с операции кристаллизации, и тому подобному). Однако на современном уровне техники также известны и способы проведения необходимой очистки данных возвращаемых на рецикл потоков растворителя при использовании одного или нескольких описаний предшествующего уровня техники. Что касается регулирования уровня содержания осажденной твердой фазы в возвращаемом на рецикл растворителе при выдерживании в пределах указанных диапазонов, то подходящие способы регулирования включают нижеследующее, но не ограничиваются только этим: гравиметрическая седиментация, механическое фильтрование при использовании фильтровального полотна на вращающихся ленточных фильтрах и вращающихся барабанных фильтрах, механическое фильтрование при использовании стационарной фильтрующей среды внутри емкостей, работающих под давлением, гидроциклонов и центрифуг. Что касается регулирования уровня содержания растворенных ароматических соединений в возвращаемом на рецикл растворителе при выдерживании в пределах указанных диапазонов, то способы регулирования включают нижеследующее, но не ограничиваются только этим: способы, описанные в патенте США № 4939297 и публикации патентной заявки США № 2005-0038288, включаемых в настоящий документ для справки. Однако ни одно из данных изобретений предшествующего уровня техники не раскрывает и не описывает предпочтительные уровни степени чистоты в общем образуемом растворителем исходном подаваемом материале, как это описывается в настоящем документе. Вместо этого, данные изобретения предшествующего уровня техники просто предлагают способы очистки выбранных и частных потоков возвращаемого на рецикл растворителя без выведения оптимальных значений настоящего изобретения для состава общего усредненного по массе образуемого растворителем исходного подаваемого материала, вводимого в реакционную среду.Although the importance and importance of controlling the overall weight-average degree of purity of the solvent-formed feed source when kept within the described desirable ranges of the present invention have not yet been disclosed and / or described, suitable methods for controlling the purity of the solvent-formed feed source can be arranged from various methods already known in the art. First, any solvent that has evaporated from the reaction medium is usually characterized by a suitable degree of purity, provided that the liquid or solid phase from the reaction medium is not captured by the evaporated solvent. As described herein, such capture is appropriately limited by the supply of droplets of a reflux solvent to the off-gas separation space above the reaction medium; and from such off-gas, a recyclable solvent can be condensed with an appropriate degree of purity with respect to the aromatic compound. Secondly, the more difficult and costly purification of the starting feed material returned to the recycling solvent is usually related to the solvent taken from the reaction medium in liquid form and to the solvent which subsequently comes into contact with the liquid and / or solid phases of the reaction medium taken from a reaction vessel (i.e., a solvent recycleable from a filter in which the solid phase is concentrated and / or washed, a solvent recycle from a centrifuge recycle rods, wherein the solid phase is concentrated and / or washed, recycled solvent, selected from the crystallization operation, or the like). However, methods of carrying out the necessary data cleaning of solvent streams returned to recycling using one or more prior art descriptions are also known in the art. Regarding the regulation of the level of precipitated solid phase in the recyclable solvent when kept within these ranges, suitable control methods include, but are not limited to: gravimetric sedimentation, mechanical filtration using a filter cloth on rotating belt filters and rotating drum filters , mechanical filtration using a stationary filter medium inside pressure vessels iem, hydrocyclones and centrifuges. Regarding the regulation of the level of dissolved aromatic compounds in the recycled solvent when kept within these ranges, the control methods include the following, but are not limited to: the methods described in US patent No. 4939297 and publication of US patent application No. 2005-0038288, incorporated herein by reference. However, none of these inventions of the prior art does not disclose or describe preferred levels of purity in the total solvent-formed starting feed material, as described herein. Instead, these prior art inventions simply provide methods for purifying selected and private streams of recycled solvent without deriving the optimal values of the present invention for the composition of the total weight-average solvent-formed feed feed introduced into the reaction medium.

Обращаясь теперь к степени чистоты исходного подаваемого материала, образуемого окисляемым соединением, можно сказать, что известно то, что в данном случае имеют место определенные уровни содержания изофталевой кислоты, фталевой кислоты и бензойной кислоты, и при низких уровнях содержания присутствие данных соединений в очищенной ТРА, используемой для получения полимера, является допустимым. Кроме того, известно, что данные соединения являются относительно более растворимыми во многих растворителях, и в выгодном случае их можно удалить из очищенной ТРА при использовании способов кристаллизации. Однако из варианта реализации изобретения, описанного в настоящем документе, на данный момент известно то, что регулирование уровня содержания нескольких относительно растворимых ароматических соединений, а именно соединений, включающих изофталевую кислоту, фталевую кислоту и бензойную кислоту, в жидкой фазе реакционной среды, как это ни удивительно, является важным при регулировании уровня содержания полициклических и окрашенных ароматических соединений, образующихся в реакционной среде, при регулировании уровня содержания соединений, имеющих в молекуле более чем 2 функциональности карбоновой кислоты, при регулировании активности в реакции в реакционной среде для частичного окисления и при регулировании потерь выхода в отношении окислителя и ароматического соединения.Turning now to the degree of purity of the initial feed material formed by the oxidizable compound, we can say that it is known that in this case there are certain levels of isophthalic acid, phthalic acid and benzoic acid, and at low levels of the presence of these compounds in purified TPA, used to obtain the polymer is acceptable. In addition, it is known that these compounds are relatively more soluble in many solvents, and they can advantageously be removed from purified TPA using crystallization methods. However, it is currently known from the embodiment of the invention described herein that controlling the level of several relatively soluble aromatic compounds, namely compounds including isophthalic acid, phthalic acid and benzoic acid, in the liquid phase of the reaction medium, however surprisingly, it is important in controlling the level of polycyclic and colored aromatic compounds formed in the reaction medium, when controlling the level of content of compounds Nij having in the molecule more than 2 carboxylic acid functionality while adjusting the reaction activity in the reaction medium for partial oxidation and in the regulation of the output in relation to the losses of oxidant and of aromatic compound.

На современном уровне техники известно то, что изофталевая кислота, фталевая кислота и бензойная кислота образуются в реакционной среде следующим образом. Примесный мета-ксилол из исходного подаваемого материала при хороших степени превращения и выходе окисляется до получения IPA. Примесный орто-ксилол из исходного подаваемого материала при хороших степени превращения и выходе окисляется до получения фталевой кислоты. Примесные этилбензол и толуол из исходного подаваемого материала при хороших степени превращения и выходе окисляется до получения бензойной кислоты. Однако изобретатели обнаружили то, что в реакционной среде, содержащей пара-ксилол, значительные количества изофталевой кислоты, фталевой кислоты и бензойной кислоты образуются также и по механизмам, отличным от окисления мета-ксилола, орто-ксилола, этилбензола и толуола. Данные другие присущие природе системы химические маршруты возможно включают декарбонилирование, декарбоксилирование, реорганизацию переходных состояний и присоединение метильных и карбонильных радикалов к ароматическим кольцам.It is known in the art that isophthalic acid, phthalic acid and benzoic acid are formed in the reaction medium as follows. The impurity meta-xylene from the starting feed material is oxidized to a good degree of conversion and yield to give IPA. The impurity ortho-xylene from the initial feed material, with a good degree of conversion and yield, is oxidized to produce phthalic acid. The impurity ethylbenzene and toluene from the feed material are oxidized to a benzoic acid when the conversion and yield are good. However, the inventors have found that in a reaction medium containing para-xylene, significant amounts of isophthalic acid, phthalic acid and benzoic acid are also formed by mechanisms other than the oxidation of meta-xylene, ortho-xylene, ethylbenzene and toluene. These other chemical systems inherent in the nature of the system may include decarbonylation, decarboxylation, reorganization of transition states, and addition of methyl and carbonyl radicals to aromatic rings.

При определении предпочтительных диапазонов уровней содержания примесей в исходном подаваемом материале, образуемом окисляемым соединением, значение имеет множество факторов. Любая примесь в исходном подаваемом материале вероятно будет связана с прямой потерей выхода и затратами на очистку продукта, если требования по степени чистоты к продукту окисления будут достаточно жесткими (например, в случае реакционной среды для частичного окисления пара-ксилола толуол и этилбензол, обычно обнаруживаемые в пара-ксилоле технической чистоты, приводят к образованию бензойной кислоты, и данную бензойную кислоту, в основном, удаляют из большинства коммерческих вариантов ТРА). В случае участия продукта частичного окисления примеси из исходного подаваемого материала в дополнительных реакциях при рассмотрении вопроса величины необходимых затрат на очистку исходного подаваемого материала, существенными становятся факторы, отличные от простой потери выхода и удаления (например, в случае реакционной среды для частичного окисления пара-ксилола, помимо прочего, этилбензол приводит к получению бензойной кислоты, а бензойная кислота после этого приводит к получению высокоокрашенной 9-флуоренон-2-карбоновой кислоты, к получению изофталевой кислоты, к получению фталевой кислоты и к получению повышенных количеств оксидов углерода). В случае самообразования в реакционной среде дополнительных количеств примеси при помощи химических механизмов, не связанных непосредственно с примесями в исходном подаваемом материале, анализ становится еще более сложным (например, в случае реакционной среды для частичного окисления пара-ксилола бензойная кислота также самообразуется из самого пара-ксилола). В дополнение к этому переработка сырого неочищенного продукта окисления на последующих стадиях технологической схемы может оказать влияние на соображения в отношении предпочтительной степени чистоты исходного подаваемого материала. Например, затраты, необходимые для удаления прямой примеси (бензойной кислоты) и последующих примесей (изофталевой кислоты, фталевой кислоты, 9-флуоренон-2-карбоновой кислоты и тому подобного) до подходящих уровней содержания, могут быть одними и теми же, могут быть отличными друг от друга и могут быть отличными от требований по удалению, в основном, неродственной примеси (например, продукт частичного окисления 4-СВА при окислении пара-ксилола до получения ТРА).In determining the preferred ranges of levels of impurities in the feed material formed by the oxidizable compound, many factors are of importance. Any impurity in the initial feed material is likely to be associated with a direct loss of yield and purification costs if the purity requirements for the oxidation product are sufficiently stringent (for example, in the case of a reaction medium for partial oxidation of para-xylene, toluene and ethylbenzene, usually found in para-xylene of technical purity, leads to the formation of benzoic acid, and this benzoic acid is mainly removed from most commercial TPA variants). In the case of the participation of the product of partial oxidation of an impurity from the feed material in additional reactions when considering the magnitude of the necessary costs for cleaning the feed material, factors other than simple loss of yield and removal (for example, in the case of a reaction medium for the partial oxidation of para-xylene among other things, ethylbenzene produces benzoic acid, and benzoic acid thereafter produces highly colored 9-fluorenone-2-carboxylic acids To the preparation of isophthalic acid, phthalic acid to obtain and to obtaining increased amounts of carbon oxides). In the case of self-formation in the reaction medium of additional amounts of impurities by chemical mechanisms not directly related to impurities in the feed material, the analysis becomes even more complicated (for example, in the case of the reaction medium for the partial oxidation of para-xylene, benzoic acid also self-forms from para- xylene). In addition, the processing of the crude crude oxidation product in the subsequent steps of the process flow may affect considerations regarding the preferred purity of the feed material. For example, the costs required to remove direct impurities (benzoic acid) and subsequent impurities (isophthalic acid, phthalic acid, 9-fluorenone-2-carboxylic acid and the like) to suitable levels may be the same; they may be excellent from each other and may be different from the requirements for the removal of mainly unrelated impurities (for example, the product of partial oxidation of 4-CBA during the oxidation of para-xylene to obtain TPA).

Следующие далее описанные диапазоны степени чистоты для исходного подаваемого материала в случае пара-ксилола предпочитаются тогда, когда пара-ксилол подают в реакционную среду совместно с растворителем и окислителем в целях частичного окисления до получения ТРА. Данные диапазоны являются более предпочтительными в способе получения ТРА, включающем стадии последующего окисления в целях удаления из реакционной среды примесей, отличных от окислителя и растворителя (например, металлов катализатора). Данные диапазоны являются еще более предпочтительными в способах получения ТРА, которые обеспечивают удаление из СТА дополнительных количеств 4-СВА (например, в результате превращения СТА в диметилтерефталат плюс примесные сложные эфиры и последующего отделения сложного метилового эфира 4-СВА при использовании перегонки, в результате реализации способов окислительной утилизации, предназначенных для превращения 4-СВА в ТРА, в результате реализации способов гидрирования, предназначенных для превращения 4-СВА в пара-толуиловую кислоту, которую после этого отделяют при использовании способов частичной кристаллизации). Данные диапазоны являются наиболее предпочтительными в способах получения ТРА, которые обеспечивают удаление дополнительных количеств 4-СВА от СТА в результате реализации способов окислительной утилизации, предназначенных для превращения 4-СВА в ТРА.The following purity ranges for the starting feed in the case of para-xylene are preferred when para-xylene is fed into the reaction medium together with a solvent and an oxidizing agent to partially oxidize to obtain TPA. These ranges are more preferable in the process for producing TPA, including the steps of subsequent oxidation in order to remove impurities other than the oxidizing agent and solvent (for example, catalyst metals) from the reaction medium. These ranges are even more preferable in the methods for producing TPA that remove additional 4-CBA from STA (for example, by converting STA to dimethyl terephthalate plus impurity esters and subsequent separation of 4-CBA methyl ester using distillation, resulting in the implementation of oxidative utilization methods designed to convert 4-CBA to TPA, as a result of the implementation of hydrogenation methods designed to convert 4-CBA to para-toluic acid, to then separated using partial crystallization methods). These ranges are most preferred in the methods for producing TPA, which ensure the removal of additional amounts of 4-CBA from STA as a result of the implementation of oxidative disposal methods designed to convert 4-CBA into TPA.

При использовании новых знаний о предпочтительных диапазонах для ароматических соединений, возвращаемых на рецикл, и об относительных количествах ароматических соединений, образующихся непосредственно в результате окисления примесей из исходного подаваемого материала по сравнению с другими присущими природе системы химическими маршрутами, были выявлены улучшенные диапазоны для уровней содержания примесей, соответствующих загрязненному пара-ксилолу, подаваемому в технологический процесс частичного окисления для получения ТРА. Приведенная далее таблица 2 представляет предпочтительные значения для количества мета-ксилола, орто-ксилола и этилбензола + толуола в образуемом пара-ксилолом исходном подаваемом материале.Using new knowledge about the preferred ranges for aromatic compounds returned to recycling and the relative amounts of aromatic compounds formed directly from the oxidation of impurities from the feed material compared to other chemical routes inherent in the system, improved ranges for impurity levels were identified corresponding to contaminated para-xylene supplied to the partial oxidation process to obtain TPA. Table 2 below provides preferred values for the amount of meta-xylene, ortho-xylene and ethylbenzene + toluene in the para-xylene-formed feed material.

ТАБЛИЦА 2TABLE 2 Компоненты загрязненного образуемого пара-ксилолом исходного подаваемого материалаComponents of contaminated para-xylene-formed feed material Идентификация компонентаComponent Identification Предпочтительное количество (м.д. масс.)Preferred amount (ppm mass.) Более предпочтительное количество (м.д. масс.)A more preferred amount (ppm mass.) Наиболее предпочтительное количество (м.д. масс.)The most preferred amount (ppm mass.) Мета-ксилол Meta-Xylene 20-80020-800 50-60050-600 100-400100-400 Орто-ксилол Ortho-xylene 10-30010-300 20-20020-200 30-10030-100 Этилбензол + толуол * Ethylbenzene + toluene * 20-70020-700 50-50050-500 100-300100-300 Итого Total 50-90050-900 100-800100-800 200-700200-700 * Технические условия для системы этилбензол + толуол относятся к каждому компоненту в отдельности и к сумме.* Specifications for the ethylbenzene + toluene system apply to each component individually and to the total.

Специалисты в соответствующей области техники на данный момент должны осознать то, что вышеупомянутые примеси в загрязненном пара-ксилоле могут оказывать свое наибольшее воздействие на реакционную среду после того, как продукты их частичного окисления накопятся в возвращаемом на рецикл растворителе. Например, подача верхнего количества из наиболее предпочтительного диапазона для мета-ксилола - 400 м.д. масс. - в жидкой фазе реакционной среды будет незамедлительно приводить к получению приблизительно 200 м.д. масс. изофталевой кислоты при функционировании при уровне содержания твердой фазы в реакционной среде, равном приблизительно 33% массовым. Это сопоставимо с введением верхнего количества из наиболее предпочтительного диапазона для уровня содержания изофталевой кислоты в возвращаемом на рецикл растворителе, равного 400 м.д. масс., когда после обеспечения охлаждения реакционной среды в результате испарения типичного растворителя достигают приблизительно 1200 м.д. масс. изофталевой кислоты в жидкой фазе реакционной среды. Таким образом, именно накопление с течением времени продуктов частичного окисления в возвращаемом на рецикл растворителе обнаруживает наибольшее из возможных влияние примесных мета-ксилола, орто-ксилола, этилбензола и толуола из исходного подаваемого материала, образуемого загрязненным пара-ксилолом. В соответствии с этим предпочтительно, чтобы вышеупомянутые диапазоны примесей в образуемом загрязненным пара-ксилолом исходном подаваемом материале выдерживались бы в течение, по меньшей мере, половины каждого дня функционирования при любой реакционной среде для частичного окисления в конкретной производственной установке, более предпочтительно в течение, по меньшей мере, трех четвертей каждого дня в течение, по меньшей мере, семи последовательных дней функционирования, а наиболее предпочтительным является случай, когда массово-взвешенные средние величины для состава образуемого загрязненным пара-ксилолом исходного подаваемого материала находятся в пределах предпочтительных диапазонов в течение, по меньшей мере, 30 последовательных дней функционирования.Specialists in the relevant field of technology at the moment should be aware that the above impurities in contaminated para-xylene can have the greatest impact on the reaction medium after the products of their partial oxidation accumulate in the recycled solvent. For example, a top supply of the most preferred range for meta-xylene is 400 ppm. mass - in the liquid phase of the reaction medium will immediately lead to approximately 200 ppm mass isophthalic acid when operating at a solids content in the reaction medium of approximately 33% by weight. This compares with the introduction of an upper amount from the most preferred range for the level of isophthalic acid in the recycled solvent, equal to 400 ppm wt. when, after cooling the reaction medium by evaporation of a typical solvent, approximately 1200 ppm is reached. mass isophthalic acid in the liquid phase of the reaction medium. Thus, it is the accumulation over time of the products of partial oxidation in the recycled solvent that detects the greatest possible influence of impurity meta-xylene, ortho-xylene, ethylbenzene and toluene from the initial feed material formed by contaminated para-xylene. Accordingly, it is preferable that the aforementioned ranges of impurities in the para-xylene contaminated feed material be maintained for at least half of each day of operation under any partial oxidation reaction medium in a particular production plant, more preferably for at least three quarters of each day for at least seven consecutive days of functioning, and the most preferred is the case when mass The average values for the composition of the feed formed by contaminated para-xylene are within the preferred ranges for at least 30 consecutive days of operation.

Способы получения загрязненного пара-ксилола предпочтительной степени чистоты уже известны на современном уровне техники, и они включают нижеследующее, но не ограничиваются только этим: перегонка, способы частичной кристаллизации при температурах, меньших температуры окружающей среды, способы применения молекулярных сит с использованием селективной адсорбции, определяемой размером пор. Однако предпочтительные диапазоны степени чистоты, указанные в настоящем документе, на своем верхнем уровне поверхности требуют приложения больших усилий и затрат по сравнению с тем, что является характерным при использовании на практике коммерческими поставщиками пара-ксилола; и, вместе с тем, на нижнем уровне поверхности предпочтительные диапазоны избегают вариантов чрезмерно дорогостоящей очистки пара-ксилола, предназначенного для подачи в реакционную среду для частичного окисления, вследствие раскрытия и описания того, что объединенное действие самообразования примесей из самого пара-ксилола и реакций расходования примесей в реакционной среде становится более существенным параметром по сравнению со скоростями подачи примесей совместно с загрязненным пара-ксилолом.Methods for producing contaminated para-xylene of a preferred degree of purity are already known in the art, and include but are not limited to the following: distillation, methods for partial crystallization at temperatures lower than ambient temperature, methods for using molecular sieves using selective adsorption determined by pore size. However, the preferred purity ranges specified herein at their upper surface level require more effort and cost than what is typical for commercial para-xylene suppliers to practice; and at the same time, at the lower surface level, the preferred ranges avoid the overly expensive purification of para-xylene intended to be supplied to the reaction medium for partial oxidation, due to the disclosure and description of the combined effect of the self-formation of impurities from para-xylene itself and the consumption reactions impurities in the reaction medium becomes a more significant parameter compared to the feed rates of impurities together with contaminated para-xylene.

В случае содержания в потоке ксилолсодержащего исходного подаваемого материала выбранных примесей, таких как этилбензол и/или толуол, окисление данных примесей может привести к образованию бензойной кислоты. В соответствии с использованием в настоящем документе термин «бензойная кислота, образованная из примесей» должен обозначать бензойную кислоту, получаемую во время окисления ксилола из любого источника, отличного от ксилола.If the xylene-containing feed stream contains selected impurities, such as ethylbenzene and / or toluene, the oxidation of these impurities can lead to the formation of benzoic acid. As used herein, the term “benzoic acid formed from impurities” is intended to mean benzoic acid obtained during the oxidation of xylene from any source other than xylene.

Как описывается в настоящем документе, часть бензойной кислоты, получаемой во время окисления ксилола, образуется из самого ксилола. Данное получение бензойной кислоты из ксилола явно происходит в дополнение к получению любой части бензойной кислоты, которая может представлять собой бензойную кислоту, образованную из примесей. Не в порядке связывания себя теорией представляется, что бензойная кислота образуется в реакционной среде из ксилола тогда, когда различные промежуточные продукты окисления ксилола самопроизвольно претерпевают декарбонилирование (потерю монооксида углерода) или декарбоксилирование (потерю диоксида углерода) с получением, таким образом, арильных радикалов. После этого данные арильные радикалы могут отщеплять атом водорода от одного из множества доступных источников в реакционной среде и приводить к получению самообразующейся бензойной кислоты. Вне зависимости от химического механизма термин «самообразующаяся бензойная кислота» в соответствии с использованием в настоящем документе должен обозначать бензойную кислоту, во время окисления ксилола полученную из ксилола.As described herein, a portion of the benzoic acid obtained during the oxidation of xylene is formed from xylene itself. This production of benzoic acid from xylene clearly occurs in addition to the production of any part of benzoic acid, which may be benzoic acid, formed from impurities. It is not in the order of binding to theory that benzoic acid is formed from xylene in the reaction medium when various intermediate products of xylene oxidation spontaneously undergo decarbonylation (loss of carbon monoxide) or decarboxylation (loss of carbon dioxide), thereby obtaining aryl radicals. After that, these aryl radicals can split the hydrogen atom from one of the many available sources in the reaction medium and lead to the production of self-forming benzoic acid. Regardless of the chemical mechanism, the term “self-forming benzoic acid,” as used herein, should mean benzoic acid, during the oxidation of xylene derived from xylene.

Как также описывается в настоящем документе, в случае окисления пара-ксилола до получения терефталевой кислоты (ТРА) получение самообразующейся бензойной кислоты приводит к потере выхода в отношении пара-ксилола и потере выхода в отношении окислителя. В дополнение к этому присутствие самообразующейся бензойной кислоты в жидкой фазе реакционной среды коррелирует с увеличением роли многих нежелательных побочных реакций, а именно реакций, включающих образование высокоокрашенных соединений, называемых монокарбоксифлуоренонами. Самообразующаяся бензойная кислота также вносит свой вклад в нежелательное накопление бензойной кислоты в возвращаемом на рецикл фильтрате, что дополнительно увеличивает концентрацию бензойной кислоты в жидкой фазе реакционной среды. Таким образом, образование самообразующейся бензойной кислоты желательно свести к минимуму, но данную ситуацию надлежащим образом также рассматривают одновременно и в связи с бензойной кислотой, образованной из примесей, с факторами, оказывающими влияние на расходование бензойной кислоты, с факторами, связанными с другими моментами, определяющими селективность реакции, и с общими экономическими показателями.As also described herein, if para-xylene is oxidized to terephthalic acid (TPA), the production of self-generated benzoic acid results in a loss of yield with respect to para-xylene and a loss of yield with respect to the oxidizing agent. In addition, the presence of self-forming benzoic acid in the liquid phase of the reaction medium correlates with the increasing role of many undesirable side reactions, namely, reactions involving the formation of highly colored compounds called monocarboxyfluorenones. Self-forming benzoic acid also contributes to the undesired accumulation of benzoic acid in the filtrate returned to recycling, which further increases the concentration of benzoic acid in the liquid phase of the reaction medium. Thus, the formation of self-forming benzoic acid is desirable to be minimized, but this situation is also adequately considered at the same time in connection with benzoic acid formed from impurities, with factors affecting the consumption of benzoic acid, with factors associated with other factors determining selectivity of the reaction, and with general economic indicators.

Изобретатели обнаружили то, что самообразование бензойной кислоты можно регулировать при выдерживании на низких уровнях в результате надлежащего выбора, например, температуры, распределения ксилола и доступности кислорода в реакционной среде во время окисления. Без желания связывать себя теорией, можно сказать, что пониженные температуры и улучшенная доступность кислорода, по-видимому, приводят к уменьшению скоростей декарбонилирования и/или декарбоксилирования, что, таким образом, устраняет аспект потери выхода в связи с самообразующейся бензойной кислотой. Достаточная доступность кислорода, по-видимому, направляет реакцию арильных радикалов в направлении образования других более безопасных продуктов, в частности, гидроксибензойных кислот. На баланс между степенью превращения арильных радикалов в бензойную кислоту или в гидроксибензойную кислоту также может оказывать влияние и распределение ксилола в реакционной среде. Вне зависимости от химических механизмов изобретатели выявили условия проведения реакции, которые несмотря на свою достаточную мягкость в отношении уменьшения эффективности образования бензойной кислоты являются достаточно жесткими в отношении окисления большой доли полученной гидроксибензойной кислоты до получения монооксида углерода и/или диоксида углерода, которые легко удаляются из продукта окисления.The inventors have found that the self-formation of benzoic acid can be controlled by keeping it at low levels by appropriate selection, for example, temperature, xylene distribution and oxygen availability in the reaction medium during oxidation. Without wanting to be bound by theory, it can be said that lower temperatures and improved oxygen availability seem to lead to lower decarbonylation and / or decarboxylation rates, thus eliminating the aspect of yield loss due to self-generated benzoic acid. The sufficient availability of oxygen, apparently, directs the reaction of aryl radicals in the direction of the formation of other safer products, in particular hydroxybenzoic acids. The balance between the degree of conversion of aryl radicals to benzoic acid or to hydroxybenzoic acid can also be affected by the distribution of xylene in the reaction medium. Regardless of the chemical mechanisms, the inventors have identified reaction conditions that, despite their sufficient mildness to reduce the efficiency of formation of benzoic acid, are sufficiently stringent to oxidize a large fraction of the obtained hydroxybenzoic acid to produce carbon monoxide and / or carbon dioxide, which are easily removed from the product oxidation.

В предпочтительном варианте реализации настоящего изобретения реактор окисления, сконфигурированный и функционирующий таким образом, чтобы свести к минимуму образование самообразующейся бензойной кислоты и довести до максимума окисление гидроксибензойных кислот до получения монооксида углерода и/или диоксида углерода. В случае использования реактора окисления для окисления пара-ксилола до получения терефталевой кислоты предпочтительно, чтобы пара-ксилол составлял бы, по меньшей мере, приблизительно 50% масс. от общего ксилола в потоке исходного подаваемого материала, вводимого в реактор. Более предпочтительно пара-ксилол составляет, по меньшей мере, приблизительно 75% масс. от общего ксилола в потоке исходного подаваемого материала. Еще более предпочтительно пара-ксилол составляет, по меньшей мере, 95% масс. от общего ксилола в потоке исходного подаваемого материала. Наиболее предпочтительно пара-ксилол составляет по существу все количество общего ксилола в потоке исходного подаваемого материала.In a preferred embodiment of the present invention, an oxidation reactor configured and functioning so as to minimize the formation of self-generated benzoic acid and to maximize the oxidation of hydroxybenzoic acids to produce carbon monoxide and / or carbon dioxide. In the case of using an oxidation reactor to oxidize para-xylene to obtain terephthalic acid, it is preferable that para-xylene would comprise at least about 50% of the mass. of total xylene in the feed stream introduced into the reactor. More preferably para-xylene is at least about 75% of the mass. of total xylene in the feed stream. Even more preferably, para-xylene is at least 95% of the mass. of total xylene in the feed stream. Most preferably, para-xylene comprises substantially all of the total xylene in the feed stream.

В случае использования реактора для окисления пара-ксилола до получения терефталевой кислоты предпочтительно, чтобы скорость образования терефталевой кислоты была бы доведена до максимума, в то время как скорость образования самообразующейся бензойной кислоты была бы сведена к минимуму. Предпочтительно соотношение между скоростью образования (при расчете на массу) терефталевой кислоты и скоростью образования (при расчете на массу) самообразующейся бензойной кислоты составляет, по меньшей мере, приблизительно 500:1, более предпочтительно, по меньшей мере, приблизительно 1000:1, а наиболее предпочтительно, по меньшей мере, 1500:1. Как будет продемонстрировано далее, скорость образования самообразующейся бензойной кислоты предпочтительно измеряют тогда, когда концентрация бензойной кислоты в жидкой фазе реакционной среды составляет величину, меньшую 2000 м.д. масс., более предпочтительно меньшую 1000 м.д. масс., а наиболее предпочтительно меньшую 500 м.д. масс., поскольку данные низкие концентрации обеспечивают подавление реакций, которые превращают бензойную кислоту в другие соединения, до подходящих низких скоростей.In the case of using a reactor for the oxidation of para-xylene to obtain terephthalic acid, it is preferable that the rate of formation of terephthalic acid be maximized, while the rate of formation of self-forming benzoic acid would be minimized. Preferably, the ratio between the rate of formation (on a weight basis) of terephthalic acid and the rate of formation (on a weight basis) of self-generated benzoic acid is at least about 500: 1, more preferably at least about 1000: 1, and most preferably at least 1500: 1. As will be demonstrated below, the rate of formation of self-forming benzoic acid is preferably measured when the concentration of benzoic acid in the liquid phase of the reaction medium is less than 2000 ppm. mass., more preferably less than 1000 ppm. mass., and most preferably less than 500 ppm mass., since these low concentrations suppress the reactions that convert benzoic acid to other compounds, to suitable low speeds.

Если объединить самообразующуюся бензойную кислоту и бензойную кислоту, образованную из примесей, то соотношение между скоростью образования (при расчете на массу) терефталевой кислоты и скоростью образования (при расчете на массу) общей бензойной кислоты предпочтительно составляет, по меньшей мере, приблизительно 400:1, более предпочтительно, по меньшей мере, приблизительно 700:1, а наиболее предпочтительно, по меньшей мере, 1100:1. Как будет продемонстрировано далее, общую скорость образования самообразующейся бензойной кислоты плюс бензойной кислоты, образованной из примесей, предпочтительно измеряют тогда, когда концентрация бензойной кислоты в жидкой фазе реакционной среды составляет величину, меньшую 2000 м.д. масс., более предпочтительно меньшую 1000 м.д. масс., а наиболее предпочтительно меньшую 500 м.д. масс., поскольку данные низкие концентрации обеспечивают подавление реакций, которые превращают бензойную кислоту в другие соединения, до подходящих низких скоростей.If we combine the self-forming benzoic acid and benzoic acid formed from impurities, the ratio between the rate of formation (based on weight) of terephthalic acid and the rate of formation (based on weight) of total benzoic acid is preferably at least about 400: 1, more preferably at least about 700: 1, and most preferably at least 1100: 1. As will be demonstrated below, the total rate of formation of self-forming benzoic acid plus benzoic acid formed from impurities is preferably measured when the concentration of benzoic acid in the liquid phase of the reaction medium is less than 2000 ppm. mass., more preferably less than 1000 ppm. mass., and most preferably less than 500 ppm mass., since these low concentrations suppress the reactions that convert benzoic acid to other compounds, to suitable low speeds.

Как описывается в настоящем документе, повышенные концентрации бензойной кислоты в жидкой фазе реакционной среды приводят к увеличению эффективности образования множества других ароматических соединений, некоторые из которых являются вредными примесями в ТРА; и, как описывается в настоящем документе, повышенные концентрации бензойной кислоты в жидкой фазе реакционной среды приводят к увеличению эффективности образования газообразных оксидов углерода, образование которых соответствует потере выхода в отношении окислителя и в отношении ароматических соединений и/или растворителя. Кроме того, в данный момент следует раскрыть, что изобретатели обнаружили, что значительная доля данной увеличенной эффективности образования других ароматических соединений и оксидов углерода своим источником имеет реакции, которые обеспечивают превращение некоторого количества самих молекул бензойной кислоты, в противоположность случаю катализирования бензойной кислотой других реакций без расходования ее самой. В соответствии с этим «итоговое образование бензойной кислоты» определяют в настоящем документе как усредненную по времени массу всего количества бензойной кислоты, покидающей реакционную среду, минус усредненную по времени массу всего количества бензойной кислоты, поступающей в реакционную среду в течение того же самого промежутка времени. Данное итоговое образование бензойной кислоты зачастую является положительным, движущей силой для чего являются скорости образования бензойной кислоты, образованной из примесей, и самообразующейся бензойной кислоты. Однако изобретатели обнаружили, что скорость превращения бензойной кислоты в оксиды углерода и в несколько других соединений, по-видимому, приблизительно линейно увеличивается по мере того, как в жидкой фазе реакционной среды будет увеличиваться концентрация бензойной кислоты, при проведении измерения тогда, когда другие условия проведения реакции, включающие температуру, доступность кислорода, значение STR и активность в реакции, надлежащим образом выдерживают постоянными. Таким образом, если концентрация бензойной кислоты в жидкой фазе реакционной среды будет достаточно большой, может быть, в связи с повышенной концентрацией бензойной кислоты в возвращаемом на рецикл растворителе, то тогда степень превращения молекул бензойной кислоты в другие соединения, в том числе оксиды углерода, может стать равной или большей величины, соответствующей химическому образованию новых молекул бензойной кислоты. В данном случае для результирующего образования бензойной кислоты баланс может быть достигнут в области нуля или даже отрицательных величин. Изобретатели обнаружили, что, если итоговое образование бензойной кислоты является положительным, то тогда соотношение между скоростью образования (при расчете на массу) терефталевой кислоты в реакционной среде и скоростью результирующего образования бензойной кислоты в реакционной среде предпочтительно превышает приблизительно 700:1, более предпочтительно превышает приблизительно 1100:1, а наиболее предпочтительно превышает 4000:1. Изобретатели обнаружили, что, если итоговое образование бензойной кислоты является отрицательным, то тогда соотношение между скоростью образования (при расчете на массу) терефталевой кислоты в реакционной среде и скоростью результирующего образования бензойной кислоты в реакционной среде предпочтительно превышает приблизительно 200:(-1), более предпочтительно превышает приблизительно 1000:(-1), а наиболее предпочтительно превышает 5000:(-1).As described herein, elevated concentrations of benzoic acid in the liquid phase of the reaction medium increase the efficiency of formation of many other aromatic compounds, some of which are harmful impurities in TPA; and, as described herein, increased concentrations of benzoic acid in the liquid phase of the reaction medium increase the efficiency of formation of gaseous carbon oxides, the formation of which corresponds to a loss of yield with respect to the oxidizing agent and with respect to aromatic compounds and / or solvent. In addition, it should be disclosed at the moment that the inventors have found that a significant proportion of this increased efficiency in the formation of other aromatic compounds and carbon oxides has a source of reactions that enable the conversion of a certain amount of benzoic acid molecules themselves, as opposed to the case of benzoic acid catalyzing other reactions without spending her own. Accordingly, “total benzoic acid formation” is defined herein as the time-averaged mass of the total amount of benzoic acid leaving the reaction medium, minus the time-averaged mass of the total amount of benzoic acid entering the reaction medium over the same period of time. This final formation of benzoic acid is often positive, the driving force for which is the rate of formation of benzoic acid formed from impurities and self-formed benzoic acid. However, the inventors have found that the rate of conversion of benzoic acid to carbon oxides and several other compounds appears to increase approximately linearly as the concentration of benzoic acid increases in the liquid phase of the reaction medium when measurements are taken when other conditions reactions including temperature, oxygen availability, STR value and activity in the reaction are appropriately kept constant. Thus, if the concentration of benzoic acid in the liquid phase of the reaction medium is sufficiently high, perhaps due to the increased concentration of benzoic acid in the solvent recycled, then the degree of conversion of benzoic acid molecules to other compounds, including carbon oxides, may become equal to or greater than the chemical formation of new benzoic acid molecules. In this case, for the resulting formation of benzoic acid, balance can be achieved in the region of zero or even negative values. The inventors have found that if the total formation of benzoic acid is positive, then the ratio between the rate of formation (on a weight basis) of terephthalic acid in the reaction medium and the rate of the resulting formation of benzoic acid in the reaction medium is preferably greater than about 700: 1, more preferably greater than approximately 1100: 1, and most preferably exceeds 4000: 1. The inventors found that if the total formation of benzoic acid is negative, then the ratio between the rate of formation (when calculated on the weight) of terephthalic acid in the reaction medium and the rate of the resulting formation of benzoic acid in the reaction medium preferably exceeds approximately 200: (- 1), more preferably greater than about 1000: (- 1), and most preferably more than 5000: (- 1).

Изобретатели также выявили предпочтительные диапазоны для состава суспензии (жидкая фаза + твердая фаза), отбираемой из реакционной среды, и образуемой твердой СТА части суспензии. Предпочтительные составы суспензии и предпочтительные составы СТА, как это ни удивительно, являются превосходными и подходящими для использования. Например, очищенная ТРА, полученная из данной предпочтительной СТА в результате проведения окислительной утилизации, характеризуется достаточно низким уровнем содержания общих примесей и окрашенных примесей, так что очищенная ТРА является подходящей для использования, без гидрирования дополнительных количеств 4-СВА и/или окрашенных примесей, для широкого диапазона сфер применения, связанных с волокнами из ПЭТФ, и сфер применения, связанных с упаковкой из ПЭТФ. Например, предпочтительный состав суспензии обеспечивает получение жидкой фазы реакционной среды, которая характеризуется относительно низкой концентрацией существенных примесей, и это значащим образом приводит к уменьшению эффективности образования других даже более нежелательных примесей, описанных в настоящем документе. В дополнение к этому в соответствии с другими вариантами реализации настоящего изобретения предпочтительный состав суспензии существенным образом способствует проведению последующей переработки жидкости из суспензии, которая становится возвращаемым на рецикл растворителем с подходящей степенью чистоты.The inventors have also identified preferred ranges for the composition of the suspension (liquid phase + solid phase), taken from the reaction medium, and formed solid CTA part of the suspension. Preferred suspension formulations and preferred CTA formulations, surprisingly, are excellent and suitable for use. For example, purified TPA obtained from this preferred CTA as a result of oxidative disposal is characterized by a fairly low level of total impurities and colored impurities, so that purified TPA is suitable for use without hydrogenating additional amounts of 4-CBA and / or colored impurities, for a wide range of applications related to PET fibers and applications related to PET packaging. For example, the preferred composition of the suspension provides a liquid phase of the reaction medium, which is characterized by a relatively low concentration of significant impurities, and this significantly reduces the efficiency of the formation of other even more undesirable impurities described herein. In addition, in accordance with other embodiments of the present invention, the preferred suspension formulation substantially facilitates the subsequent processing of the liquid from the suspension, which becomes a recyclable solvent with a suitable degree of purity.

СТА, получаемая в соответствии с одним вариантом реализации настоящего изобретения, содержит меньше примесей, относящихся к избранным типам, по сравнению с СТА, получаемой при использовании обычных способов и аппаратуры, а именно, тех, которые используют растворитель, возвращаемый на рецикл. Примеси, которые могут присутствовать в СТА, включают нижеследующее: 4-карбоксибензальдегид (4-СВА), 4,4'-дикарбоксистильбен (4,4'-DCS), 2,6-дикарбоксиантрахинон (2,6-DCA), 2,6-дикарбоксифлуоренон (2,6-DCF), 2,7-дикарбоксифлуоренон (2,7-DCF), 3,5-дикарбоксифлуоренон (3,5-DCF), 9-флуоренон-2-карбоновая кислота (9F-2CA), 9-флуоренон-4-карбоновая кислота (9F-4CA), 4,4'-дикарбоксибифенил (4,4'-DCB), 2,5,4'-трикарбоксибифенил (2,5,4'-TCB), фталевая кислота (РА), изофталевая кислота (IPA), бензойная кислота (ВА), тримеллитовая кислота (ТМА), пара-толуиловая кислота (РТАС), 2,6-дикарбоксибензокумарин (2,6-DCBC), 4,4'-дикарбоксибензил (4,4'-DCBZ), 4,4'-дикарбоксибензофенон (4,4'-DCBP), 2,5,4'-трикарбоксибензофенон (2,5,4'-TCBP). Приведенная далее таблица 3 представляет предпочтительные величины для уровней содержания данных примесей в СТА, полученной в соответствии с вариантом реализации настоящего изобретения.CTA obtained in accordance with one embodiment of the present invention contains fewer impurities related to the selected types, compared with CTA obtained using conventional methods and apparatus, namely, those using a solvent that is recycled. Impurities that may be present in CTA include the following: 4-carboxybenzaldehyde (4-CBA), 4,4'-dicarboxylstilbene (4,4'-DCS), 2,6-dicarboxyanthraquinone (2,6-DCA), 2, 6-dicarboxyfluorenone (2,6-DCF), 2,7-dicarboxyfluorenone (2,7-DCF), 3,5-dicarboxyfluorenone (3,5-DCF), 9-fluorenone-2-carboxylic acid (9F-2CA) 9-fluorenone-4-carboxylic acid (9F-4CA), 4,4'-dicarboxybiphenyl (4,4'-DCB), 2,5,4'-tricarboxybiphenyl (2,5,4'-TCB), phthalic acid (RA), isophthalic acid (IPA), benzoic acid (VA), trimellitic acid (TMA), para-toluic acid (PTAC), 2,6-dicarboxybenzocoumarin (2,6-DCBC), 4 4'-dicarboxybenzyl (4,4'-DCBZ), 4,4'-dicarboxybenzophenone (4,4'-DCBP), 2,5,4'-tricarboxybenzophenone (2,5,4'-TCBP). The following table 3 presents the preferred values for the levels of these impurities in the CTA obtained in accordance with a variant implementation of the present invention.

ТАБЛИЦА 3TABLE 3 Примеси в СТАImpurities in STA Идентификация примесиImpurity Identification Предпочтительное количество (м.д. масс.)Preferred amount (ppm mass.) Более предпочтительное количество (м.д. масс.)A more preferred amount (ppm mass.) Наиболее предпочтительное количество (м.д. масс.)The most preferred amount (ppm mass.) 4-СВА 4-CBA <15000<15000 100-8000100-8000 400-2000400-2000 4,4'-DCS 4.4'-DCS <12<12 <6<6 <3<3 2,6-DCA 2,6-DCA <9<9 <6<6 <2<2 2,6-DCF 2,6-DCF <100<100 2-502-50 5-255-25 2,7-DCF 2,7-DCF <30<30 <15<15 <5<5 3,5-DCF 3,5-DCF <16<16 <8<8 <2<2 9F-2CA 9F-2CA <16<16 <8<8 <4<4 9F-4CA 9F-4CA <8<8 <4<4 <2<2 Общий ассортимент флуоренонов General range of fluorenones <100<100 2-602-60 4-354-35 4,4'-DCB 4,4'-DCB <64<64 1-321-32 2-82-8 2,5,4'-TCB 2,5,4'-TCB <24<24 <12<12 <8<8 PA PA <200<200 3-1003-100 5-505-50 IPA IPA <800<800 10-40010-400 20-20020-200 BA BA <600<600 5-3005-300 15-10015-100 TMA TMA <800<800 10-40010-400 20-20020-200 РТАС RTAS <2000<2000 10-100010-1000 50-50050-500 2,6-DCBC 2,6-DCBC <64<64 <32<32 <8<8 4,4'-DCBZ 4,4'-DCBZ <12<12 <8<8 <4<4 4,4'-DCBP 4,4'-DCBP <40<40 <30<30 <20<20 2,5,4'-TCBP 2,5,4'-TCBP <32<32 <16<16 <4<4

В дополнение к этому предпочтительно, чтобы СТА, получаемая в соответствии с вариантом реализации настоящего изобретения, характеризовалась бы пониженным уровнем содержания окрашенных соединений по сравнению с СТА, получаемой при использовании обычных способов и аппаратуры, а именно, тех, которые используют растворитель, возвращаемый на рецикл. Таким образом, предпочтительно, чтобы СТА, получаемая в соответствии с одним вариантом реализации настоящего изобретения, характеризовалась бы процентным пропусканием в области 340 нанометров (нм), равным, по меньшей мере, приблизительно 25%, более предпочтительно, по меньшей мере, приблизительно 50%, а наиболее предпочтительно, по меньшей мере, 60%. Кроме того, предпочтительно, чтобы СТА, получаемая в соответствии с одним вариантом реализации настоящего изобретения, характеризовалась бы процентным пропусканием в области 400 нанометров (нм), равным, по меньшей мере, приблизительно 88%, более предпочтительно, по меньшей мере, приблизительно 90%, а наиболее предпочтительно, по меньшей мере, 92%.In addition to this, it is preferable that the CTA obtained in accordance with an embodiment of the present invention has a lower level of colored compounds compared to CTA obtained using conventional methods and apparatus, namely, those using a solvent recycled . Thus, it is preferable that the CTA obtained in accordance with one embodiment of the present invention have a percent transmittance in the region of 340 nanometers (nm) equal to at least about 25%, more preferably at least about 50% and most preferably at least 60%. In addition, it is preferable that the CTA obtained in accordance with one implementation of the present invention, would have a percent transmittance in the region of 400 nanometers (nm) equal to at least about 88%, more preferably at least about 90% and most preferably at least 92%.

Испытание с определением процентного пропускания представляет собой способ измерения количества окрашенных светопоглощающих примесей, присутствующих в ТРА или СТА. В соответствии с использованием в настоящем документе испытание относится к измерениям, проводимым для части раствора, полученного в результате растворения 2,00 г сухих твердых ТРА или СТА в 20,0 мл диметилсульфоксида (ДМСО) аналитической или еще более высокой чистоты. После этого часть данного раствора помещают в полумикропроточную кювету Hellma, PN 176.700, которую изготавливают из кварца, и которая характеризуется оптическим путем 1,0 см и объемом 0,39 мл (компания Hellma USA, 80 Скайлайн-Драйв, Плейнвью, Нью-Йорк 11803). Для измерения пропускания при различных длинах волн света для данной заполненной проточной кюветы используют спектрофотометр Agilent 8453 Diode Array Spectrophotometer (компания Agilent Technologies, 395 Пэйдж-Милл-Роуд, Пало-Альто, Калифорния 94303). После надлежащей коррекции оптической плотности для учета поглощения фона, в том числе для использованных кюветы и растворителя, но не ограничиваясь только этим, результаты по процентному пропусканию, характеризующему долю падающего света, который проходит через раствор, машина выдает непосредственно. Значения процентного пропускания при длинах волн света в области 340 нм и 400 нм являются в особенности подходящими для использования при дифференциации вклада чистой ТРА от вклада множества примесей, обычно обнаруживаемых в ней.The percent transmittance test is a method for measuring the amount of colored light-absorbing impurities present in TPA or STA. As used herein, the test relates to measurements taken on a portion of a solution obtained by dissolving 2.00 g of dry solid TPA or CTA in 20.0 ml of analytical or even higher purity dimethyl sulfoxide (DMSO). After this, part of this solution is placed in a Hellma semi-microprocessor cell, PN 176.700, which is made of quartz and which is characterized by an optical path of 1.0 cm and a volume of 0.39 ml (Hellma USA, 80 Skyline Drive, Plainview, New York 11803 ) An Agilent 8453 Diode Array Spectrophotometer (Agilent Technologies, 395 Page Mill Road, Palo Alto, CA 94303) is used to measure transmittance at different wavelengths of light for a filled flow cell. After proper correction of the optical density to account for the absorption of the background, including for the used cuvette and solvent, but not limited to this, the machine gives directly the results of the percentage transmittance characterizing the fraction of incident light that passes through the solution. The percent transmittance values at light wavelengths in the region of 340 nm and 400 nm are particularly suitable for use in differentiating the contribution of pure TPA from the contribution of many impurities normally found in it.

Предпочтительные диапазоны для уровней содержания различных ароматических примесей в фазе суспензии (твердая фаза + жидкая фаза) реакционной среды представлены далее в таблице 4.Preferred ranges for the levels of various aromatic impurities in the suspension phase (solid phase + liquid phase) of the reaction medium are presented below in table 4.

ТАБЛИЦА 4TABLE 4 Примеси в суспензииImpurities in suspension Идентификация примесиImpurity Identification Предпочтительное количество (м.д. масс.)Preferred amount (ppm mass.) Более предпочтительное количество (м.д. масс.)A more preferred amount (ppm mass.) Наиболее предпочтительное количество (м.д. масс.)The most preferred amount (ppm mass.) 4-СВА4-CBA <8000<8000 <5000<5000 <2500<2500 4,4'-DCS4.4'-DCS <4<4 <2<2 <1<1 2,6-DCA2,6-DCA <6<6 <3<3 <1<1 2,6-DCF2,6-DCF <70<70 2-402-40 4-204-20 2,7-DCF2,7-DCF <12<12 <8<8 <4<4 3,5-DCF3,5-DCF <12<12 <8<8 <4<4 9F-2CA9F-2CA <12<12 <8<8 <4<4 9F-4CA9F-4CA <8<8 <4<4 <2<2 Общий ассортимент флуоренонов General range of fluorenones <90<90 2-602-60 5-305-30 4,4'-DCB4,4'-DCB <64<64 1-161-16 2-42-4 2,5,4'-TCB2,5,4'-TCB <60<60 2-402-40 4-204-20 PAPA <3000<3000 25-150025-1500 75-50075-500 IPAIPA 90009000 75-450075-4500 225-1500225-1500 BABA <15000<15000 100-6000100-6000 300-2000300-2000 TMATMA <3000<3000 25-150025-1500 75-50075-500 PTACPTAC <8000<8000 100-4000100-4000 200-2000200-2000 4,4'-DCBZ4,4'-DCBZ <5<5 <4<4 <3<3 4,4'-DCBP4,4'-DCBP <240<240 <160<160 <80<80 2,5,4'-TCBP2,5,4'-TCBP <120<120 <80<80 <40<40

Данные предпочтительные составы для суспензии представляют собой вариант реализации предпочтительного состава жидкой фазы реакционной среды при одновременном подходящем устранении экспериментальных трудностей, относящихся к осаждению дополнительных компонентов жидкой фазы из реакционной среды с получением компонентов твердой фазы во время отбора образцов из реакционной среды, разделению жидкой фазы и твердой фазы, и смещении условий к условиям анализа.These preferred suspension formulations are an embodiment of the preferred composition of the liquid phase of the reaction medium while at the same time eliminating the experimental difficulties related to the deposition of additional components of the liquid phase from the reaction medium to obtain solid phase components during sampling from the reaction medium, separation of the liquid phase and the solid phase, and shifting conditions to the conditions of analysis.

В фазе суспензии реакционной среды и в СТА реакционной среды обычно также присутствует и множество других ароматических примесей в общем случае при варьировании содержания на еще более низких уровнях и/или в виде доли от содержания одного или нескольких из описанных ароматических соединений. Регулирование уровней содержания описанных ароматических соединений при выдерживании в предпочтительных диапазонах будет обеспечивать выдерживание на подходящих уровнях содержания и других ароматических примесей. Данные выгодные составы для фазы суспензии в реакционной среде и для твердой СТА, отбираемой непосредственно из суспензии, становятся возможными в результате проведения операций при использовании вариантов реализации изобретения, описанных в настоящем документе для частичного окисления пара-ксилола до получения ТРА.Many other aromatic impurities are usually also present in the suspension phase of the reaction medium and in the CTA of the reaction medium, generally varying the content at even lower levels and / or as a fraction of the content of one or more of the described aromatic compounds. Adjusting the levels of the described aromatic compounds when kept in the preferred ranges will ensure that other aromatic impurities are kept at suitable levels. These advantageous formulations for the suspension phase in the reaction medium and for solid CTA taken directly from the suspension become possible as a result of operations using the embodiments of the invention described herein for the partial oxidation of para-xylene to obtain TPA.

Измерение концентрации компонентов низкого уровня содержания в растворителе, растворителе, возвращаемом на рецикл, СТА, суспензии из реакционной среды и РТА проводят при использовании методов жидкостной хроматографии. В данный момент будут описываться два взаимозаменяемых варианта реализации.Measurement of the concentration of low-level components in the solvent, solvent recycled, CTA, suspension from the reaction medium and PTA is carried out using liquid chromatography methods. At the moment, two interchangeable implementations will be described.

Метод, обозначаемый в настоящем документе как ВЭЖХ-ДМД, включает жидкостную хроматографию высокого давления (ВЭЖХ) в сочетании с диодно-матричным детектором (ДМД), что обеспечивает разделение и получение количественных характеристик для различных молекулярных соединений в заданном образце. Прибор, используемый при данном измерении, представляет собой модель 1100 HPLC, оборудованную устройством ДМД, поставляемую компанией Agilent Technologies (Пало-Альто, Калифорния), хотя коммерчески доступными являются также и другие типы приборов. Как известно на современном уровне техники, как время элюирования, так и отклик детектора калибруют при использовании известных соединений, присутствующих в известных количествах, при этом соединения и количества являются соответствующими соединениям и количествам, присутствующим в фактических неизвестных образцах.The method, referred to herein as HPLC-DMD, involves high pressure liquid chromatography (HPLC) in combination with a diode array detector (DMD), which allows separation and quantification of various molecular compounds in a given sample. The instrument used in this measurement is an HPLC Model 1100 equipped with a DMD device supplied by Agilent Technologies (Palo Alto, CA), although other types of devices are also commercially available. As is known in the art, both the elution time and the response of the detector are calibrated using known compounds present in known amounts, and the compounds and amounts are corresponding to compounds and quantities present in actual unknown samples.

Метод, обозначаемый в настоящем документе как ВЭЖХ-MС, включает жидкостную хроматографию высокого давления (ВЭЖХ) в сочетании с масс-спектрометрией (МС), что обеспечивает разделение, идентификацию и получение количественных характеристик для различных молекулярных соединений в заданном образце. Приборы, используемые при данном измерении, представляют собой Alliance HPLC и ZQ MS, поставляемые компанией Waters Corp. (Милфорд, Массачусетс), хотя коммерчески доступными являются также и другие подходящие приборы, приобретаемые и у других поставщиков. Как известно на современном уровне техники, как время элюирования, так и отклик масс-спектрометра калибруют при использовании известных соединений, присутствующих в известных количествах, при этом соединения и количества являются соответствующими соединениям и количествам, присутствующим в фактических неизвестных образцах.The method, referred to herein as HPLC-MS, involves high pressure liquid chromatography (HPLC) in combination with mass spectrometry (MS), which allows the separation, identification and quantification of various molecular compounds in a given sample. The instruments used in this measurement are Alliance HPLC and ZQ MS supplied by Waters Corp. (Milford, Mass.), Although other suitable appliances purchased from other suppliers are also commercially available. As is known in the art, both the elution time and the response of the mass spectrometer are calibrated using known compounds present in known amounts, and the compounds and amounts are corresponding to compounds and amounts present in actual unknown samples.

Еще один вариант реализации настоящего изобретения относится к частичному окислению ароматического окисляемого соединения при надлежащем установлении баланса между подавлением образования вредных ароматических примесей, с одной стороны, и получением диоксида углерода и монооксида углерода, совокупно называемых оксидами углерода (СО_х), с другой. Данные оксиды углерода обычно покидают реакционную емкость в отходящем газе, и они соответствуют обусловленной деструкцией потере растворителя и окисляемого соединения, в том числе, в конечном счете, предпочтительных производных окисленных соединений (например, уксусной кислоты, пара-ксилола и ТРА). Изобретатели выявили нижние границы для образования оксидов углерода, ниже которых, как представляется, высокая эффективность образования вредных ароматических примесей, описанных далее, и низкий уровень общей степени превращения неизбежно становятся слишком неудовлетворительными для того, чтобы иметь привлекательность с точки зрения экономики. Изобретатели также выявили верхние границы для оксидов углерода, выше которых образование оксидов углерода продолжает нарастать при малой дополнительной ценности, обеспечиваемой уменьшением эффективности образования вредных ароматических примесей.Another embodiment of the present invention relates to the partial oxidation of an aromatic oxidizable compound, with a proper balance being established between suppressing the formation of harmful aromatic impurities, on the one hand, and producing carbon dioxide and carbon monoxide, collectively called carbon oxides (CO _x ), on the other. These carbon oxides usually leave the reaction vessel in the exhaust gas, and they correspond to degradation-related loss of solvent and oxidizable compound, including, ultimately, preferred derivatives of oxidized compounds (e.g., acetic acid, para-xylene and TPA). The inventors have identified lower limits for the formation of carbon oxides, below which, it seems, the high efficiency of the formation of harmful aromatic impurities, described below, and the low level of the overall degree of conversion inevitably become too unsatisfactory to be attractive from an economic point of view. The inventors have also identified upper limits for carbon oxides, above which the formation of carbon oxides continues to increase with a small additional value provided by a decrease in the efficiency of formation of harmful aromatic impurities.

Изобретатели обнаружили то, что уменьшение концентраций в жидкой фазе реакционной среды для образуемого ароматическим окисляемым соединением исходного подаваемого материала и ароматических промежуточных соединений приводит к уменьшению скоростей образования вредных примесей во время частичного окисления ароматического окисляемого соединения. Данные вредные примеси включают сопряженные ароматические кольца и/или ароматические молекулы, имеющие большее, чем желательное, количество групп карбоновой кислоты (например, в случае окисления пара-ксилола вредные примеси включают 2,6-дикарбоксиантрахинон, 2,6-дикарбоксифлуоренон, тримеллитовую кислоту, 2,5,4'-трикарбоксибифенил и 2,5,4'-бензофенон). Ароматические промежуточные соединения включают ароматические соединения, происходящие из исходного подаваемого материала, образуемого окисляемым ароматическим соединением, и все еще сохраняющие неароматические углеводородные группы (например, в случае окисления пара-ксилола ароматические промежуточные соединения включают пара-толуальдегид, терефтальдегид, пара-толуиловую кислоту, 4-СВА, 4-гидроксиметилбензойную кислоту и альфа-бром-пара-толуиловую кислоту). Образуемый ароматическим окисляемым соединением исходный подаваемый материал и ароматические промежуточные соединения, сохраняющие неароматические углеводородные группы, в случае их присутствия в жидкой фазе реакционной среды, по-видимому, приводят к получению вредных примесей по способу, подобному тому, что уже был описан в настоящем документе для растворенных ароматических соединений, не имеющих неароматических углеводородных групп (например, изофталевой кислоты).The inventors have found that a decrease in the concentration in the liquid phase of the reaction medium for the starting feed material and aromatic intermediates formed by the aromatic oxidizable compound leads to a decrease in the rate of formation of harmful impurities during partial oxidation of the aromatic oxidizable compound. These harmful impurities include conjugated aromatic rings and / or aromatic molecules having a greater than desirable number of carboxylic acid groups (for example, in the case of para-xylene oxidation, harmful impurities include 2,6-dicarboxyananthraquinone, 2,6-dicarboxyfluorenone, trimellitic acid, 2,5,4'-tricarboxybiphenyl and 2,5,4'-benzophenone). Aromatic intermediates include aromatic compounds originating from the feed material formed by the oxidizable aromatic compound and still retaining non-aromatic hydrocarbon groups (for example, in the case of para-xylene oxidation, aromatic intermediates include para-tolualdehyde, terephthaldehyde, para-toluic acid, 4 -CBA, 4-hydroxymethylbenzoic acid and alpha-bromo-para-toluic acid). The feed material formed by the aromatic oxidizable compound and aromatic intermediates preserving non-aromatic hydrocarbon groups, if present in the liquid phase of the reaction medium, are likely to produce harmful impurities in a manner similar to that already described herein for dissolved aromatic compounds that do not have non-aromatic hydrocarbon groups (for example, isophthalic acid).

Будучи поставленными перед фактом данной потребности в повышенной активности в реакции для подавления образования вредных ароматических примесей во время частичного окисления окисляемого ароматического соединения, изобретатели обнаружили то, что нежелательным сопутствующим результатом является увеличение эффективности образования оксидов углерода. Важно осознавать то, что данные оксиды углерода представляют собой потерю выхода в отношении окисляемого соединения и окислителя, а не только растворителя. Очевидно, что существенная, а иногда и основная доля оксидов углерода своим происхождением имеет окисляемое соединение и его производные, а не растворитель; и зачастую на единицу углерода окисляемое соединение стоит больше, чем растворитель. Кроме того, важно осознавать то, что желательный продукт в виде карбоновой кислоты (например, ТРА) также подвержен избыточному окислению до получения оксидов углерода в случае его присутствия в жидкой фазе реакционной среды.Being confronted with the fact of this need for increased activity in the reaction to suppress the formation of harmful aromatic impurities during the partial oxidation of an oxidizable aromatic compound, the inventors have found that an undesirable concomitant result is an increase in the efficiency of formation of carbon oxides. It is important to recognize that these carbon oxides represent a loss of yield with respect to the oxidizable compound and oxidizing agent, and not just the solvent. Obviously, a significant, and sometimes even the main proportion of carbon oxides originates in the oxidizable compound and its derivatives, and not in the solvent; and often per unit of carbon the oxidizable compound costs more than the solvent. In addition, it is important to recognize that the desired product in the form of a carboxylic acid (e.g. TPA) is also subject to excessive oxidation to produce carbon oxides if it is present in the liquid phase of the reaction medium.

Также важно осознавать и то, что настоящее изобретение относится к реакциям в жидкой фазе реакционной среды и к концентрациям реагентов в ней. Это отличает его от некоторых изобретений предшествующего уровня техники, которые непосредственно относятся к получению ароматического соединения, сохраняющего неароматические углеводородные группы, в форме осажденной твердой фазы. Говоря конкретно, в случае частичного окисления пара-ксилола до получения ТРА определенные изобретения предшествующего уровня техники относятся к количеству 4-СВА, осажденного в твердой фазе СТА. Однако для соотношения между количествами 4-СВА в твердой фазе и 4-СВА в жидкой фазе изобретатели настоящего изобретения обнаружили вариативность порядка более двух к одному при использовании тех же самых технических условий в отношении температуры, давления, катализа, состава растворителя и скорости реакции за один проход в единицу времени для пара-ксилола в зависимости от того, будут ли частичное окисление проводить в хорошо перемешиваемом автоклаве или в реакционной среде с разбиением на ступени в отношении кислорода и пара-ксилола в соответствии с настоящим изобретением. Кроме того, изобретатели наблюдали то, что соотношение между количествами 4-СВА в твердой фазе и 4-СВА в жидкой фазе также может варьироваться в области более двух к одному либо в хорошо перемешанной реакционной среде, либо в реакционной среде с разбиением на ступени в зависимости от скорости реакции за один проход в единицу времени для пара-ксилола при прочих подобных технических условиях в отношении температуры, давления, катализа и состава растворителя. В дополнение к этому 4 СВА в твердой фазе СТА, по-видимому, не вносит свой вклад в образование вредных примесей, и 4-СВА в твердой фазе можно без проблем и с высоким выходом извлечь и подвергнуть окислению до получения ТРА (например, в результате проведения окислительной утилизации для суспензии СТА, как это описывается в настоящем документе); в то время как удаление вредных примесей является намного более трудным и дорогостоящим по сравнению с удалением 4-СВА твердой фазы, а получение оксидов углерода соответствует необратимой потере выхода. Таким образом, важно осознавать то, что данный аспект настоящего изобретения относится к жидкофазным композициям в реакционной среде.It is also important to recognize that the present invention relates to reactions in the liquid phase of a reaction medium and to concentrations of reactants therein. This distinguishes it from some of the prior art inventions that directly relate to the preparation of an aromatic compound that retains non-aromatic hydrocarbon groups in the form of a precipitated solid phase. Specifically, in the case of partial oxidation of para-xylene to obtain TPA, certain prior art inventions relate to the amount of 4-CBA precipitated in the CTA solid phase. However, for the ratio between the amounts of 4-CBA in the solid phase and 4-CBA in the liquid phase, the inventors of the present invention found variability of the order of more than two to one using the same specifications regarding temperature, pressure, catalysis, solvent composition and reaction rate in one passage per unit time for para-xylene, depending on whether the partial oxidation will be carried out in a well-stirred autoclave or in a reaction medium, stage-wise for oxygen and para-xylene in in accordance with the present invention. In addition, the inventors have observed that the ratio between the amounts of 4-CBA in the solid phase and 4-CBA in the liquid phase can also vary in the region of more than two to one, either in a well-mixed reaction medium or in a reaction medium divided into steps depending from the reaction rate in one pass per unit time for para-xylene under other similar technical conditions in relation to temperature, pressure, catalysis and solvent composition. In addition, 4 CBA in the solid phase, CTA, apparently does not contribute to the formation of harmful impurities, and 4-CBA in the solid phase can be easily extracted and oxidized without problems and with a high yield to obtain TPA (for example, as a result of conducting oxidative disposal for the STA suspension, as described herein); while the removal of harmful impurities is much more difficult and expensive compared to the removal of 4-CBA solid phase, and the production of carbon oxides corresponds to an irreversible loss of yield. Thus, it is important to recognize that this aspect of the present invention relates to liquid phase compositions in a reaction medium.

Изобретатели обнаружили то, что вне зависимости от того, будет ли источником являться растворитель или окисляемое соединение, при степенях превращения, обеспечивающих достижение привлекательности с точки зрения экономики, получение оксидов углерода тесно связано с уровнем общей активности в реакции, несмотря на наличие широкой вариативности для конкретной комбинации температуры, содержания металлов, галогенов, температуры, кислотности реакционной среды согласно измерению показателя рН, концентрации воды, используемых для достижения уровня общей активности в реакции. Изобретатели обнаружили то, что в случае частичного окисления ксилола полезно провести оценку уровня общей активности в реакции при использовании концентрации в жидкой фазе толуиловых кислот на середине высоты реакционной среды, в области нижней части реакционной среды и в области верха реакционной среды.The inventors have found that, regardless of whether the source is a solvent or an oxidizable compound, with degrees of conversion providing attractiveness from an economic point of view, the production of carbon oxides is closely related to the level of overall activity in the reaction, despite the wide variation for a particular a combination of temperature, metal, halogen content, temperature, acidity of the reaction medium according to the measurement of pH, water concentration used to level of overall reaction activity. The inventors have found that in the case of partial xylene oxidation, it is useful to assess the level of total activity in the reaction by using the concentration of toluic acids in the liquid phase at the mid-height of the reaction medium, in the region of the lower part of the reaction medium and in the region of the top of the reaction medium.

Таким образом, формируется важный одновременный баланс, позволяющий свести к минимуму образование вредных примесей в результате увеличения активности в реакции и, вместе с тем, свести к минимуму образование оксидов углерода в результате уменьшения активности в реакции. То есть, если общее образование оксидов углерода будет подавляться слишком мало, то тогда будут формироваться избыточные уровни содержания вредных примесей, и наоборот.Thus, an important simultaneous balance is formed, which allows minimizing the formation of harmful impurities as a result of increased activity in the reaction and, at the same time, minimizing the formation of carbon oxides as a result of a decrease in activity in the reaction. That is, if the overall formation of carbon oxides is suppressed too little, then excessive levels of harmful impurities will form, and vice versa.

Кроме того, изобретатели обнаружили то, что растворимость и относительная реакционная способность желательной карбоновой кислоты (например, ТРА) и присутствие других растворенных ароматических соединений, не имеющих неароматических углеводородных групп, обеспечивают введение очень важной точки опоры рычага при достижении данного баланса между оксидами углерода и вредными примесями. Желательный продукт в виде карбоновой кислоты обычно растворяется в жидкой фазе реакционной среды даже и при наличии его также и в твердой форме. Например, при температурах в предпочтительных диапазонах ТРА является растворимой в реакционной среде, содержащей уксусную кислоту и воду, при уровнях содержания в диапазоне от приблизительно одной тысячи м.д. масс. до более 1% масс., при этом по мере увеличения температуры растворимость увеличивается. Несмотря на существование различий в скоростях реакций, приводящих к образованию различных вредных примесей из образуемого окисляемым ароматическим соединением исходного подаваемого материала (например, пара-ксилола), из ароматических промежуточных соединений в реакции (например, пара-толуиловой кислоты), из желательного продукта в виде ароматической карбоновой кислоты (например, ТРА) и из ароматических соединений, не имеющих неароматических углеводородных групп (например, изофталевой кислоты), наличие и реакционная способность двух последних групп определяет область понижения эффекта в том, что касается дополнительного подавления для первых двух групп - образуемого окисляемым ароматическим соединением исходного подаваемого материала и ароматических промежуточных соединений в реакции. Например, если в случае частичного окисления пара-ксилола до получения ТРА количество растворенной ТРА будет составлять 7000 м.д. масс. в жидкой фазе реакционной среды при заданных условиях, количество растворенной бензойной кислоты будет составлять 8000 м.д. масс., количество растворенной изофталевой кислоты будет составлять 6000 м.д. масс., а количество растворенной фталевой кислоты будет составлять 2000 м.д. масс., то тогда тенденция в направлении дополнительного уменьшения содержания общих вредных соединений начнет ослабляться по мере того, как активность в реакции будет увеличиваться, обеспечивая подавление концентрации в жидкой фазе для пара-толуиловой кислоты и 4-СВА до значений, меньших подобных уровней. То есть присутствие и концентрация в жидкой фазе реакционной среды ароматических соединений, не имеющих неароматических углеводородных групп, подвергаются очень незначительным изменениям в результате увеличения активности в реакции, и их присутствие служит расширению вверх области понижения эффекта при уменьшении концентрации промежуточных соединений в реакции в целях подавления образования вредных примесей.In addition, the inventors have found that the solubility and relative reactivity of the desired carboxylic acid (e.g. TPA) and the presence of other dissolved aromatic compounds that do not have non-aromatic hydrocarbon groups provide a very important support point for the lever to achieve this balance between carbon oxides and harmful impurities. The desired product in the form of a carboxylic acid usually dissolves in the liquid phase of the reaction medium, even if it is also in solid form. For example, at temperatures in the preferred ranges, TPA is soluble in a reaction medium containing acetic acid and water, at levels ranging from about one thousand ppm. mass up to more than 1% wt., while solubility increases with increasing temperature. Despite the existence of differences in reaction rates leading to the formation of various harmful impurities from the feed material formed by the oxidizable aromatic compound (e.g., para-xylene), from aromatic intermediates in the reaction (e.g., para-toluic acid), from the desired product as aromatic carboxylic acid (e.g. TPA) and from aromatic compounds that do not have non-aromatic hydrocarbon groups (e.g. isophthalic acid), the presence and reactivity of two of the latter groups determines the area of decrease in the effect with regard to additional suppression for the first two groups - formed by the oxidizable aromatic compound of the original feed material and aromatic intermediates in the reaction. For example, if in the case of partial oxidation of para-xylene to obtain TPA, the amount of dissolved TPA will be 7000 ppm. mass in the liquid phase of the reaction medium under given conditions, the amount of dissolved benzoic acid will be 8000 ppm. mass., the amount of dissolved isophthalic acid will be 6000 ppm mass., and the amount of dissolved phthalic acid will be 2000 ppm mass., then the trend towards an additional decrease in the content of common harmful compounds will begin to weaken as the activity in the reaction increases, providing suppression of the concentration in the liquid phase for para-toluic acid and 4-CBA to values lower than similar levels. That is, the presence and concentration in the liquid phase of the reaction medium of aromatic compounds that do not have non-aromatic hydrocarbon groups undergo very slight changes as a result of increased activity in the reaction, and their presence serves to expand upward the region of decrease in effect with a decrease in the concentration of intermediate compounds in the reaction in order to suppress the formation of harmful impurities.

Таким образом, один вариант реализации настоящего изобретения обеспечивает достижение предпочтительных диапазонов оксидов углерода, ограниченных с нижнего уровня поверхности низкой активностью в реакции и избыточным образованием вредных примесей, а с верхнего уровня поверхности - избыточными степенями потери углерода, но на уровнях, меньших по сравнению с ранее раскрытыми и описанными как коммерчески подходящие для использования. В соответствии с этим образование оксидов углерода предпочтительно регулируют следующим образом. Соотношение между количествами молей полученных общих оксидов углерода и количествами молей подаваемого окисляемого ароматического соединения предпочтительно составляет величину, большую, чем приблизительно 0,02:1, более предпочтительно большую, чем приблизительно 0,04:1, еще более предпочтительно большую, чем приблизительно 0,05:1, а наиболее предпочтительно большую, чем 0,06:1. В то же самое время соотношение между количествами молей полученных общих оксидов углерода и количествами молей подаваемого окисляемого ароматического соединения предпочтительно составляет величину, меньшую, чем приблизительно 0,24:1, более предпочтительно меньшую, чем приблизительно 0,22:1, еще более предпочтительно меньшую, чем приблизительно 0,19:1, а наиболее предпочтительно меньшую, чем 0,15:1. Соотношение между количествами молей полученного диоксида углерода и количествами молей подаваемого окисляемого ароматического соединения предпочтительно составляет величину, большую, чем приблизительно 0,01:1, более предпочтительно большую, чем приблизительно 0,03:1, еще более предпочтительно большую, чем приблизительно 0,04:1, а наиболее предпочтительно большую, чем 0,05:1. В то же самое время соотношение между количествами молей полученного диоксида углерода и количествами молей подаваемого окисляемого ароматического соединения предпочтительно составляет величину, меньшую, чем приблизительно 0,21:1, более предпочтительно меньшую, чем приблизительно 0,19:1, еще более предпочтительно меньшую, чем приблизительно 0,16:1, а наиболее предпочтительно меньшую, чем 0,11:1. Соотношение между количествами молей полученного монооксида углерода и количествами молей подаваемого окисляемого ароматического соединения предпочтительно составляет величину, большую, чем приблизительно 0,005:1, более предпочтительно большую, чем приблизительно 0,010:1, еще более предпочтительно большую, чем приблизительно 0,015:1, а наиболее предпочтительно большую, чем 0,020:1. В то же самое время соотношение между количествами молей полученного монооксида углерода и количествами молей подаваемого окисляемого ароматического соединения предпочтительно составляет величину, меньшую, чем приблизительно 0,09:1, более предпочтительно меньшую, чем приблизительно 0,07:1, еще более предпочтительно меньшую, чем приблизительно 0,05:1, а наиболее предпочтительно меньшую, чем 0,04:1.Thus, one embodiment of the present invention achieves the preferred ranges of carbon oxides, limited from the lower surface level to low activity in the reaction and excessive formation of harmful impurities, and from the upper surface level to excess carbon loss, but at levels lower than previously disclosed and described as being commercially suitable for use. Accordingly, the formation of carbon oxides is preferably controlled as follows. The ratio between the moles of the obtained total carbon oxides and the moles of the supplied oxidizable aromatic compound is preferably greater than about 0.02: 1, more preferably greater than about 0.04: 1, even more preferably greater than about 0, 05: 1, and most preferably greater than 0.06: 1. At the same time, the ratio between the moles of the obtained total carbon oxides and the moles of the supplied oxidizable aromatic compound is preferably less than about 0.24: 1, more preferably less than about 0.22: 1, even more preferably less than about 0.19: 1, and most preferably less than 0.15: 1. The ratio between the moles of the obtained carbon dioxide and the moles of the supplied oxidizable aromatic compound is preferably greater than about 0.01: 1, more preferably greater than about 0.03: 1, even more preferably greater than about 0.04 : 1, and most preferably greater than 0.05: 1. At the same time, the ratio between the moles of the obtained carbon dioxide and the moles of the supplied oxidizable aromatic compound is preferably less than about 0.21: 1, more preferably less than about 0.19: 1, even more preferably less than about 0.16: 1, and most preferably less than 0.11: 1. The ratio between the moles of the obtained carbon monoxide and the moles of the supplied oxidizable aromatic compound is preferably greater than about 0.005: 1, more preferably greater than about 0.010: 1, even more preferably greater than about 0.015: 1, and most preferably greater than 0.020: 1. At the same time, the ratio between the moles of the obtained carbon monoxide and the moles of the supplied oxidizable aromatic compound is preferably less than about 0.09: 1, more preferably less than about 0.07: 1, even more preferably less than about 0.05: 1, and most preferably less than 0.04: 1.

Уровень содержания диоксида углерода в сухом отходящем газе из реактора окисления предпочтительно составляет величину, большую, чем приблизительно 0,10% мол., более предпочтительно большую, чем приблизительно 0,20% мол., еще более предпочтительно большую, чем приблизительно 0,25% мол., а наиболее предпочтительно большую, чем 0,30% мол. В то же самое время уровень содержания диоксида углерода в сухом отходящем газе из реактора окисления предпочтительно составляет величину, меньшую, чем приблизительно 1,5% мол., более предпочтительно меньшую, чем приблизительно 1,2% мол., еще более предпочтительно меньшую, чем приблизительно 0,9% мол., а наиболее предпочтительно меньшую, чем 0,8% мол. Уровень содержания монооксида углерода в сухом отходящем газе из реактора окисления предпочтительно составляет величину, большую, чем приблизительно 0,05% мол., более предпочтительно большую, чем приблизительно 0,10% мол., еще более предпочтительно большую, чем приблизительно 0,15, а наиболее предпочтительно большую, чем 0,18% мол. В то же самое время уровень содержания монооксида углерода в сухом отходящем газе из реактора окисления предпочтительно составляет величину, меньшую, чем приблизительно 0,60% мол., более предпочтительно меньшую, чем приблизительно 0,50% мол., еще более предпочтительно меньшую, чем приблизительно 0,35% мол., а наиболее предпочтительно меньшую, чем 0,28% мол.The carbon dioxide content of the dry exhaust gas from the oxidation reactor is preferably greater than about 0.10 mol%, more preferably greater than about 0.20 mol%, even more preferably greater than about 0.25% mol., and most preferably greater than 0.30 mol%. At the same time, the level of carbon dioxide in the dry exhaust gas from the oxidation reactor is preferably less than about 1.5 mol%, more preferably less than about 1.2 mol%, even more preferably less than approximately 0.9 mol%, and most preferably less than 0.8 mol%. The level of carbon monoxide in the dry off-gas from the oxidation reactor is preferably greater than about 0.05 mol%, more preferably greater than about 0.10 mol%, even more preferably greater than about 0.15, and most preferably greater than 0.18 mol%. At the same time, the level of carbon monoxide in the dry exhaust gas from the oxidation reactor is preferably less than about 0.60 mol%, more preferably less than about 0.50 mol%, even more preferably less than approximately 0.35 mol%, and most preferably less than 0.28 mol%.

Изобретатели обнаружили то, что важным фактором при уменьшении эффективности образования оксидов углерода до данных предпочтительных диапазонов является улучшение степени чистоты возвращаемого на рецикл фильтрата и исходного подаваемого материала, образуемого окисляемым соединением, за счет уменьшения концентрации ароматических соединений, не имеющих неароматических углеводородных групп, в соответствии с описанием настоящего изобретения - это одновременно приводит к уменьшению эффективности образования оксидов углерода и вредных примесей. Еще одним фактором является улучшение распределения пара-ксилола и окислителя в реакционной емкости в соответствии с описанием настоящего изобретения. Другие факторы, делающие возможным достижение вышеупомянутых предпочтительных уровней содержания оксидов углерода, заключаются в функционировании при наличии градиентов в реакционной среде, описанных в настоящем документе в отношении давления, в отношении температуры, в отношении концентрации окисляемого соединения в жидкой фазе и в отношении окислителя в газовой фазе. Другие факторы, делающие возможным достижение вышеупомянутых предпочтительных уровней содержания оксидов углерода, заключаются в функционировании в рамках описания настоящего документа в отношении параметров, предпочтительных для скорости реакции за один проход в единицу времени, давления, температуры, состава растворителя, состава катализатора и геометрии механики реакционной емкости.The inventors have found that an important factor in reducing the efficiency of formation of carbon oxides to these preferred ranges is to improve the purity of the filtrate returned to the recycling and the feed material formed by the oxidizable compound by reducing the concentration of aromatic compounds without non-aromatic hydrocarbon groups, in accordance with the description of the present invention - this simultaneously leads to a decrease in the efficiency of the formation of carbon oxides and harmful x impurities. Another factor is to improve the distribution of para-xylene and oxidizing agent in the reaction vessel in accordance with the description of the present invention. Other factors that make it possible to achieve the aforementioned preferred levels of carbon monoxide content are the performance in the presence of gradients in the reaction medium described herein with respect to pressure, temperature, concentration of oxidizable compound in the liquid phase and in relation to the oxidizing agent in the gas phase . Other factors that make it possible to achieve the aforementioned preferred levels of carbon monoxide levels are to operate as part of the description of this document with respect to the parameters preferred for the reaction rate in one pass per unit time, pressure, temperature, solvent composition, catalyst composition and geometry of the mechanics of the reaction vessel .

Важное преимущество, вытекающее из функционирования в пределах предпочтительных диапазонов образования оксидов углерода, заключается в том, что может быть уменьшено использование молекулярного кислорода, хотя и не до стехиометрических значений. Несмотря на хорошее разбиение на ступени в отношении окислителя и окисляемого соединения в соответствии с настоящим изобретением избыток кислорода необходимо сохранять на уровне, превышающем стехиометрическое значение, рассчитываемое для одного только исходного подаваемого материала, образуемого окисляемым соединением, что делает возможными определенные потери в связи с оксидами углерода и обеспечивает наличие избыточного молекулярного кислорода, позволяющего регулировать образование вредных примесей. Говоря конкретно для случая, в котором исходный подаваемый материал, образуемый окисляемым соединением, представляет собой ксилол, соотношение в исходном подаваемом материале между массой молекулярного кислорода и массой ксилола предпочтительно составляет величину, большую, чем приблизительно 0,91:1,00, более предпочтительно большую, чем приблизительно 0,95:1,00, а наиболее предпочтительно большую, чем 0,99:1,00. В то же самое время соотношение в исходном подаваемом материале между массой молекулярного кислорода и массой ксилола предпочтительно составляет величину, меньшую, чем приблизительно 1,20:1,00, более предпочтительно меньшую, чем приблизительно 1,12:1,00, а наиболее предпочтительно меньшую, чем 1,06:1,00. Говоря конкретно для исходного подаваемого материала, образуемого ксилолом, усредненный по времени уровень содержания молекулярного кислорода в сухом отходящем газе из реактора окисления предпочтительно составляет величину, большую, чем приблизительно 0,1% мольного, более предпочтительно большую, чем приблизительно 1% мольный, а наиболее предпочтительно большую, чем 1,5% мольного. В то же самое время усредненный по времени уровень содержания молекулярного кислорода в сухом отходящем газе из реактора окисления предпочтительно составляет величину, меньшую, чем приблизительно 6% мольных, более предпочтительно меньшую, чем приблизительно 4% мольных, а наиболее предпочтительно меньшую, чем 3% мольных.An important advantage arising from functioning within the preferred ranges of formation of carbon oxides is that the use of molecular oxygen can be reduced, although not to stoichiometric values. Despite the good staging in relation to the oxidizing agent and the oxidizable compound in accordance with the present invention, the excess oxygen must be maintained at a level exceeding the stoichiometric value calculated for the starting feed material formed by the oxidizable compound alone, which makes certain losses due to carbon oxides possible and provides the presence of excess molecular oxygen, which allows to regulate the formation of harmful impurities. Specifically, for the case in which the feed material formed by the oxidizable compound is xylene, the ratio in the feed material between the mass of molecular oxygen and the mass of xylene is preferably greater than about 0.91: 1.00, more preferably large than approximately 0.95: 1.00, and most preferably greater than 0.99: 1.00. At the same time, the ratio in the feed material between the mass of molecular oxygen and the mass of xylene is preferably less than about 1.20: 1.00, more preferably less than about 1.12: 1.00, and most preferably less than 1.06: 1.00. Specifically, for the xylene feed, the time-averaged molecular oxygen content of the dry exhaust gas from the oxidation reactor is preferably greater than about 0.1% molar, more preferably greater than about 1% molar, and most preferably greater than 1.5% molar. At the same time, the time-averaged molecular oxygen level in the dry off-gas from the oxidation reactor is preferably less than about 6% molar, more preferably less than about 4% molar, and most preferably less than 3% molar .

Еще одно важное преимущество, вытекающее из функционирования в пределах предпочтительных диапазонов образования оксидов углерода, заключается в том, что в оксиды углерода и другие менее ценные формы превращается меньшее количество ароматического соединения. Данное преимущество оценивают при использовании суммы молей всех ароматических соединений, покидающих реакционную среду, поделенной на сумму молей всех ароматических соединений, поступающих в реакционную среду, в течение непрерывного периода времени продолжительностью предпочтительно в один час, более предпочтительно в один день, а наиболее предпочтительно в 30 последовательных дней. Данное соотношение здесь и далее в настоящем документе называют «молярной долей выживания» для ароматических соединений при прохождении через реакционную среду и выражают через численное процентное соотношение. Если все поступающие ароматические соединения будут покидать реакционную среду в виде ароматических соединений, хотя бы в основном и в окисленных формах поступающих ароматических соединений, то тогда молярная доля выживания будет иметь свое максимальное значение, равное 100%. Если в точности 1 из каждых 100 поступающих ароматических молекул при прохождении через реакционную среду будет превращаться в оксиды углерода и/или другие неароматические молекулы (например, уксусную кислоту), то тогда молярная доля выживания будет равна 99%. Говоря конкретно для случая, в котором основным исходным подаваемым материалом, образуемым окисляемым ароматическим соединением, является ксилол, молярная доля выживания для ароматических соединений при прохождении через реакционную среду предпочтительно составляет величину, большую, чем приблизительно 98%, более предпочтительно большую, чем приблизительно 98,5%, а наиболее предпочтительно меньшую, чем 99,0%. В то же самое время и в целях обеспечения наличия достаточной общей активности в реакции молярная доля выживания для ароматических соединений при прохождении через реакционную среду предпочтительно составляет величину, меньшую, чем приблизительно 99,9%, более предпочтительно меньшую, чем приблизительно 99,8%, а наиболее предпочтительно меньшую, чем 99,7%, если основным исходным подаваемым материалом, образуемым окисляемым ароматическим соединением, является ксилол.Another important advantage resulting from the functioning within the preferred ranges of formation of carbon oxides is that less aromatic compound is converted to carbon oxides and other less valuable forms. This advantage is assessed by using the sum of moles of all aromatic compounds leaving the reaction medium divided by the sum of moles of all aromatic compounds entering the reaction medium for a continuous period of time, preferably one hour, more preferably one day, and most preferably 30 consecutive days. This ratio is hereinafter referred to as the "molar fraction of survival" for aromatic compounds when passing through the reaction medium and expressed as a numerical percentage. If all incoming aromatic compounds leave the reaction medium in the form of aromatic compounds, at least mainly in the oxidized forms of incoming aromatic compounds, then the molar fraction of survival will have its maximum value of 100%. If exactly 1 out of every 100 incoming aromatic molecules, when passing through the reaction medium, is converted to carbon oxides and / or other non-aromatic molecules (for example, acetic acid), then the molar fraction of survival will be 99%. Specifically, for the case in which xylene is the main feed material formed by the oxidizable aromatic compound, the molar fraction of survival for aromatic compounds when passing through the reaction medium is preferably greater than about 98%, more preferably greater than about 98, 5%, and most preferably less than 99.0%. At the same time, and in order to ensure that there is sufficient overall activity in the reaction, the molar fraction of survival for aromatic compounds when passing through the reaction medium is preferably less than about 99.9%, more preferably less than about 99.8%, and most preferably less than 99.7% if xylene is the main feed material formed by the oxidizable aromatic compound.

Еще одни аспект настоящего изобретения включает получение метилацетата в реакционной среде, содержащей уксусную кислоту и одно или несколько окисляемых ароматических соединений. Данный метилацетат является относительно летучим соединением по сравнению с водой и уксусной кислотой, и, таким образом, он имеет тенденцию к следованию за отходящим газом, если только для его извлечения и/или деструкции перед высвобождением отходящего газа обратно в окружающую среду не будут использованы дополнительные операции в охлаждающей или другой установке. Таким образом, получение метилацетата осуществляют при наличии эксплуатационных расходов, а также капитальных затрат. Может оказаться так, что метилацетат будут получать в результате сначала объединения метильного радикала, может быть, образующегося в результате разложения уксусной кислоты, с кислородом с получением метилгидропероксида, в результате последующего разложения с получением метанола и, в конце концов, в результате проведения реакции между полученным метанолом и остаточной уксусной кислотой с получением метилацетата. Вне зависимости от пути химической реакции изобретатели обнаружили то, что всякий раз, когда получение метилацетата происходит при чрезмерно малой скорости, эффективность образования оксидов углерода будет также чрезмерно малой, а эффективность образования вредных ароматических примесей будет чрезмерно большой. Если получение метилацетата будет происходить при чрезмерно большой скорости, то тогда также излишне высоким будет и эффективность образования оксидов углерода, что приведет к потерям выхода в отношении растворителя, окисляемого соединения и окислителя. В случае использования предпочтительных вариантов реализации, описанных в настоящем документе, соотношение при получении между количествами молей полученного метилацетата и количествами молей подаваемого окисляемого ароматического соединения предпочтительно составляет величину, большую, чем приблизительно 0,005:1, более предпочтительно большую, чем приблизительно 0,010:1, а наиболее предпочтительно большую, чем 0,020:1. В то же самое время соотношение при получении между количествами молей полученного метилацетата и количествами молей подаваемого окисляемого ароматического соединения предпочтительно составляет величину, меньшую, чем приблизительно 0,09:1, более предпочтительно меньшую, чем приблизительно 0,07:1, еще более предпочтительно меньшую, чем приблизительно 0,05:1, а наиболее предпочтительно меньшую, чем 0,04:1.Another aspect of the present invention includes the production of methyl acetate in a reaction medium containing acetic acid and one or more oxidizable aromatic compounds. This methyl acetate is a relatively volatile compound compared to water and acetic acid, and thus, it tends to follow the exhaust gas, unless additional operations are used to extract and / or decompose it before releasing the exhaust gas back to the environment. in a cooling or other installation. Thus, the production of methyl acetate is carried out in the presence of operating costs, as well as capital costs. It may turn out that methyl acetate will be obtained by first combining the methyl radical, possibly formed as a result of decomposition of acetic acid, with oxygen to produce methyl hydroperoxide, as a result of subsequent decomposition to produce methanol and, finally, as a result of the reaction between the resulting methanol and residual acetic acid to give methyl acetate. Regardless of the path of the chemical reaction, the inventors have found that whenever methyl acetate is produced at an excessively low speed, the efficiency of the formation of carbon oxides will also be excessively small, and the efficiency of the formation of harmful aromatic impurities will be excessively large. If methyl acetate production occurs at an excessively high rate, then the efficiency of formation of carbon oxides will also be excessively high, which will lead to loss of yield with respect to the solvent, oxidizable compound and oxidizing agent. In the case of using the preferred embodiments described herein, the ratio upon receipt between the number of moles of the obtained methyl acetate and the number of moles of the oxidizable aromatic compound supplied is preferably greater than about 0.005: 1, more preferably greater than about 0.010: 1, and most preferably greater than 0.020: 1. At the same time, the ratio upon receipt between the number of moles of the obtained methyl acetate and the number of moles of the oxidizable aromatic compound supplied is preferably less than about 0.09: 1, more preferably less than about 0.07: 1, even more preferably less than about 0.05: 1, and most preferably less than 0.04: 1.

Определенные варианты реализации данного изобретения могут быть дополнительно проиллюстрированы при использовании следующих далее примеров, хотя необходимо понимать то, что данные примеры включаются просто для целей иллюстрации и не подразумевают ограничения объема изобретения, если только обратное не будет указано конкретно.Certain embodiments of the present invention can be further illustrated using the following examples, although it should be understood that these examples are included merely for purposes of illustration and are not intended to limit the scope of the invention, unless otherwise indicated.

ПРИМЕРЫ 1-10EXAMPLES 1-10

Пример 1 представляет собой расчетный пример барботажной колонны реакторного типа окисления, предназначенной для окисления пара-ксилола в жидкой фазе трехфазной реакционной среды. Барботажная колонна реакторного типа из примера 1 представляет собой оправдавшую себя промышленную конструкцию, характеризующуюся расходом для образуемого пара-ксилолом исходного подаваемого материала, равным 7000 кг/час. Примеры от 2 до 10 представляют собой расчетные примеры барботажных колонн окисления реакторного типа, демонстрирующих рабочие производительности, в 7 раз превышающие соответствующую характеристику реактора из примера 1. Фиг.58 приводит таблицу, представляющую различные параметры барботажной колонны реакторного типа окисления, которые варьируются в примерах 1-10.Example 1 is a calculated example of an oxidation reactor type bubble column designed to oxidize para-xylene in the liquid phase of a three-phase reaction medium. The reactor bubbler column of Example 1 is a well-proven industrial design characterized by a flow rate of 7,000 kg / h for the para-xylene feed. Examples 2 to 10 are calculated examples of bubble-type reactor oxidation bubble columns, showing operating capacities 7 times that of the reactor characteristic of Example 1. FIG. 58 is a table showing various parameters of a bubble column oxidation-type column that vary in Examples 1 -10.

ПРИМЕР 1EXAMPLE 1

В данном примере используют емкость барботажной колонны реакторного типа, включающую вертикальную цилиндрическую секцию, имеющую внутренний диаметр, равный 2,44 м. Высота цилиндрической секции составляет 32 м от нижней линии начала изгиба (TL) до верхней TL цилиндрической секции. Емкость оборудуют эллиптическими днищем и крышкой 2:1. Высота от низа реакционной среды до верха цилиндрической секции составляет приблизительно 32,6 м, а общая высота реакционной емкости составляет приблизительно 33,2 м. Рабочий уровень располагается приблизительно на 25,6 м выше низа реакционной среды.In this example, a reactor bubbler vessel capacity is used comprising a vertical cylindrical section having an inner diameter of 2.44 m. The height of the cylindrical section is 32 m from the lower bend start line (TL) to the upper TL of the cylindrical section. The tank is equipped with an elliptical bottom and a 2: 1 cover. The height from the bottom of the reaction medium to the top of the cylindrical section is approximately 32.6 m, and the total height of the reaction vessel is approximately 33.2 m. The operating level is approximately 25.6 m above the bottom of the reaction medium.

Пара-ксилол подают в реактор при стационарном расходе 7000 кг/час. Растворитель фильтрата, содержащий главным образом уксусную кислоту, подают тщательно перемешанным с пара-ксилолом при стационарном расходе 70000 кг/час. Исходный подаваемый материал распределяют в реакционной емкости поблизости от позиции на уровне по высоте, расположенном на 2 м выше низа реакционной среды, при использовании сборного модуля горизонтального распределителя, разработанного для обеспечения по существу однородного высвобождения исходного подаваемого материала по площади поперечного сечения, попадающего в пределы, очерченные радиусом 0,45× (внутренний диаметр). Концентрация компонентов катализатора в растворителе фильтрата такова, что состав жидкой фазы реакционной среды соответствует 1800 м.д. масс. кобальта, 1800 м.д. масс. брома и 100 м.д. масс. марганца. Отдельный поток растворителя флегмы подают в виде капель в зону отделения газа выше рабочего уровня реакционной среды при стационарном расходе 49000 кг/час, и его распределяют по существу по всей площади поперечного сечения зоны отделения. Данный растворитель флегмы характеризуется отсутствием значительных уровней содержания компонентов катализатора. Объединенный уровень содержания воды в образуемом растворителем фильтрата исходном подаваемом материале и образуемом растворителем флегмы исходном подаваемом материале является таким, что концентрация воды в жидкой фазе реакционной среды составляет 6% масс. Расход воздуха при подаче является стационарным и равным расходу 35000 кг/час при перепускании через распределитель с впускными отверстиями для окислителя, подобный тому, что продемонстрирован на фиг.12-15, а все отверстия для впуска окислителя располагаются ниже нижней TL цилиндрической секции. Рабочее давление для газа верха реакционной емкости имеет стационарную величину, равную 0,52 МПа избыточного давления. Реакционная емкость функционирует по существу в адиабатическом режиме таким образом, чтобы тепло реакции увеличивало бы температуру поступающих исходных подаваемых материалов и выпаривало бы большую часть поступающего растворителя. Измеренная поблизости от позиции на серединном уровне по высоте для реакционной среды рабочая температура составляет приблизительно 160°С. Реакционную среду, содержащую сырую неочищенную терефталевую кислоту (СТА), удаляют из боковой стороны реакционной емкости в позиции на уровне по высоте 15 м при стационарном расходе с использованием внешней деаэрационной емкости.Para-xylene is fed into the reactor at a stationary flow rate of 7000 kg / h. The filtrate solvent, containing mainly acetic acid, is fed thoroughly mixed with para-xylene at a stationary flow rate of 70,000 kg / h. The feed source is distributed in a reaction vessel close to a position at a height level 2 meters above the bottom of the reaction medium, using a horizontal distributor assembly module designed to provide substantially uniform release of the feed source over a cross-sectional area falling within defined by a radius of 0.45 × (inner diameter). The concentration of catalyst components in the filtrate solvent is such that the composition of the liquid phase of the reaction medium corresponds to 1800 ppm. mass cobalt, 1800 ppm mass bromine and 100 ppm mass Manganese A separate reflux solvent stream is supplied in the form of droplets into the gas separation zone above the working level of the reaction medium at a stationary flow rate of 49,000 kg / h, and it is distributed over essentially the entire cross-sectional area of the separation zone. This reflux solvent is characterized by the absence of significant levels of catalyst components. The combined level of water in the filtrate formed by the feed solvent and the phlegm formed by the feed solvent is such that the concentration of water in the liquid phase of the reaction medium is 6% by weight. The air flow rate at the supply is stationary and equal to the flow rate of 35,000 kg / hr when passing through the distributor with the inlet openings for the oxidizer, similar to that shown in Figs. 12-15, and all openings for the inlet of the oxidizer are located below the lower TL of the cylindrical section. The working pressure for the gas at the top of the reaction vessel has a stationary value of 0.52 MPa gauge pressure. The reaction vessel operates essentially in adiabatic mode so that the heat of reaction increases the temperature of the incoming feed materials and evaporates most of the incoming solvent. The working temperature measured near the mid-level position for the reaction medium is approximately 160 ° C. The reaction medium containing crude crude terephthalic acid (CTA) is removed from the side of the reaction vessel at a position at a height level of 15 m at a stationary flow rate using an external deaeration vessel.

Соотношение L:D равно 13,4, а соотношение Н:W равно 10,5. Объем, занимаемый реакционной средой, составляет приблизительно 118 м³, а реакционная емкость содержит приблизительно 58000 кг суспензии. Соотношение между массой суспензии и расходом для исходного подаваемого материала, образуемого пара-ксилолом, составляет приблизительно 8,3 часа. Интенсивность реакции за один проход в единицу времени составляет приблизительно 59 кг пара-ксилола, подаваемого на 1 м³ реакционной среды в час. Разница давлений между низом реакционной среды и отходящим газом верха реактора, покидающим реакционную емкость, составляет приблизительно 0,12 МПа. Расход газовой фазы на единицу сечения потока на середине высоты реакционной среды составляет приблизительно 0,8 м/с. Площадь вертикальной поверхности, находящейся в контакте с реакционной средой, составляет приблизительно 197 м², что представляет собой приблизительно 3,16·Wмин·Н. Соотношение между объемом реакционной среды и площадью вертикальной поверхности, находящейся в контакте с реакционной средой, составляет приблизительно 0,60 м. Согласно оценке в условиях примера 1 степень разложения уксусной кислоты в реакционной среде составляет приблизительно 0,03 кг на 1 кг полученной СТА. Это значительные затраты в общей экономике производства.The ratio of L: D is 13.4, and the ratio of H: W is 10.5. The volume occupied by the reaction medium is approximately 118 m ³ and the reaction vessel contains approximately 58,000 kg of suspension. The ratio between the weight of the slurry and the flow rate for the feed feed formed by para-xylene is approximately 8.3 hours. The intensity of the reaction in one pass per unit time is approximately 59 kg of para-xylene supplied per 1 m ^{3 of} reaction medium per hour. The pressure difference between the bottom of the reaction medium and the exhaust gas from the top of the reactor leaving the reaction vessel is approximately 0.12 MPa. The flow rate of the gas phase per unit cross section of the stream at the middle of the height of the reaction medium is approximately 0.8 m / s. The vertical surface area in contact with the reaction medium is approximately 197 m ² , which is approximately 3.16 · Wmin · N. The ratio between the volume of the reaction medium and the vertical surface area in contact with the reaction medium is approximately 0.60 m. According to the evaluation under the conditions of Example 1, the degree of decomposition of acetic acid in the reaction medium is approximately 0.03 kg per 1 kg of the obtained CTA. These are significant costs in the overall economy of production.

Подходящими индикаторами расходов для сквозных потоков в емкости барботажной колонны реакторного типа являются максимальные усредненные по времени скорости перемещения снизу вверх для суспензии и фазы окислителя. В цилиндрической емкости барботажной колонны реакторного типа данные максимальные скорости перемещения снизу вверх имеют место поблизости от вертикальной оси симметрии цилиндрической секции. При проведении вычисления в соответствии со способом, полученным из модели газо-жидкостной рециркуляции от Gupta (ссылка Churn-turbulent bubble columns: experiments and modeling; Gupta, Puneet; Washington Univ., St. Louis, MO, USA. Avail. UMI, Order No. DA3065044; (2002), 357 pp. Из: Diss. Abstr. Int., B 2003, 63(9), 4269. Диссертация написана на английском языке. CAN 140:130325 AN 2003:424187 CAPLUS), и при использовании собственной базы данных установлено, что максимальная усредненная по времени скорость перемещения снизу вверх для газовой фазы поблизости от позиции на серединном уровне по высоте для реакционной среды составляет приблизительно 3,1 м/с. При подобном расчете установлено, что максимальная усредненная по времени скорость перемещения снизу вверх для суспензии поблизости от позиции на серединном уровне по высоте для реакционной среды составляет приблизительно 1,4 м/с.Suitable flow indicators for through flows in a bubble column vessel are the maximum time-averaged bottom-up speeds for the slurry and oxidizer phase. In a cylindrical tank of a bubble column reactor-type data, these maximum speeds of movement from bottom to top take place near the vertical axis of symmetry of the cylindrical section. When performing the calculation in accordance with the method obtained from the Gupta gas-liquid recirculation model (reference Churn-turbulent bubble columns: experiments and modeling ; Gupta, Puneet; Washington Univ., St. Louis, MO, USA. Avail. UMI, Order No. DA3065044; (2002), 357 pp. From: Diss. Abstr. Int., B 2003, 63 (9), 4269. The dissertation is written in English. CAN 140: 130325 AN 2003: 424187 CAPLUS), and when used of our own database, it was found that the maximum time-averaged bottom-up movement speed for the gas phase near a position at a mid-level height for the reaction medium is approximately but 3.1 m / s. In such a calculation, it was found that the maximum time-averaged bottom-up movement speed for a suspension near a position at a mid-level height for the reaction medium is approximately 1.4 m / s.

Еще одним подходящим индикатором расходов для сквозных потоков в емкости барботажной колонны реакторного типа является максимальная усредненная по времени скорость перемещения сверху вниз для суспензии в частях реакционной емкости, расположенных на удалении от центральной сердцевины. В цилиндрической реакционной емкости данная максимальная скорость перемещения сверху вниз обычно имеет место в области, расположенной вне радиуса 0,35× (внутренний диаметр), откладываемого от вертикальной оси симметрии цилиндрической секции. При проведении вычисления в соответствии со способом, полученным из модели газо-жидкостной рециркуляции от Gupta, и при использовании собственной базы данных установлено, что максимальная усредненная по времени скорость перемещения сверху вниз для суспензии во внешнем кольце поблизости от позиции на серединном уровне по высоте для реакционной среды составляет приблизительно 1,4 м/с.Another suitable flow indicator for through flows in a bubble column vessel is the maximum time-averaged top-down speed for slurry in parts of the reaction vessel located at a distance from the central core. In a cylindrical reaction vessel, this maximum top-down velocity usually occurs in a region outside the radius 0.35 × (inner diameter), plotted from the vertical axis of symmetry of the cylindrical section. When calculating in accordance with the method obtained from the Gupta gas-liquid recirculation model, and using our own database, it was found that the maximum time-averaged top-down movement speed for the suspension in the outer ring near the mid-height position for the reaction medium is approximately 1.4 m / s.

ПРИМЕР 2EXAMPLE 2

В данном примере в барботажную колонну реакторного типа подают пара-ксилол при повышенном расходе 49000 кг/час - в 7 раз большем, чем в примере 1. Расход газа на единицу сечения потока, зачастую рассматриваемый как важная переменная для масштабного увеличения барботажных колонн, выдерживают приблизительно равным величине из примера 1 в результате увеличения площади поперечного сечения реакционной емкости до уровня, приблизительно в 7 раз большего, чем в примере 1. Соотношения H:W и L:D, зачастую рассматриваемые как важные переменные для масштабного увеличения барботажных колонн, также выдерживают приблизительно равными величинам из примера 1.In this example, para-xylene is fed into the bubbler column of the reactor type at an increased flow rate of 49,000 kg / h — 7 times more than in Example 1. The gas flow rate per unit of flow cross section, often considered an important variable for large-scale increase of bubbler columns, can withstand approximately equal to the value from example 1 as a result of increasing the cross-sectional area of the reaction vessel to a level approximately 7 times greater than in example 1. The ratios H: W and L: D, often considered important variables for increase of bubble columns, are also kept approximately equal quantities of Example 1.

Расходы для других исходных подаваемых материалов увеличивают при том же самом соотношении 7:1, что и в примере 1. Составы исходных подаваемых материалов представляют собой то же самое, что и в примере 1, что обеспечивает получение тех же самых концентраций воды, кобальта, брома и марганца в жидкой фазе реакционной среды, что и в примере 1. Рабочее давление газа верха реакционной емкости опять-таки составляет 0,52 МПа избыточного давления, а рабочая температура опять-таки составляет приблизительно 160°С при измерении поблизости от позиции на серединном уровне по высоте для реакционной среды. Реакционную среду, содержащую СТА, удаляют из боковой стороны реакционной емкости в позиции на уровне по высоте 40 м при стационарном расходе с использованием внешней деаэрационной емкости.The costs for the other feeds are increased at the same ratio of 7: 1 as in Example 1. The compositions of the feeds are the same as in Example 1, which provides the same concentrations of water, cobalt, bromine and manganese in the liquid phase of the reaction medium, as in example 1. The working pressure of the gas at the top of the reaction vessel is again 0.52 MPa gauge pressure, and the working temperature is again about 160 ° C when measured near the position on the sulfur dinnom-elevation of the reaction medium. The reaction medium containing CTA is removed from the side of the reaction vessel at a position at a height level of 40 m at a stationary flow rate using an external deaeration vessel.

Емкость барботажной колонны реакторного типа включает вертикальную цилиндрическую секцию, имеющую внутренний диаметр, равный 6,46 м. Соотношение L:D выдерживают тем же самым, что и в примере 1, и, таким образом, высота от низа реакционной среды до верха цилиндрической секции составляет 86,3 м. Верх и низ цилиндрической секции оборудуют эллиптическими днищем и крышкой 2:1, а общая высота реакционной емкости является очень большой, составляя приблизительно 88,0 м. Исходный подаваемый материал опять-таки распределяют в реакционной емкости поблизости от позиции на уровне по высоте, расположенном на 2 м выше низа реакционной среды, при использовании сборного модуля горизонтального распределителя, разработанного для обеспечения по существу однородного высвобождения исходного подаваемого материала по площади поперечного сечения, попадающего в пределы, очерченные радиусом 0,45× (внутренний диаметр). Подачу воздуха опять-таки осуществляют через распределитель с впускными отверстиями для окислителя, подобный тому, что продемонстрирован на фиг.12-15, а все отверстия для впуска окислителя располагаются ниже нижней TL цилиндрической секции. Растворитель флегмы распределяют в виде капель по существу по всей площади поперечного сечения зоны отделения.The capacity of the bubble column reactor type includes a vertical cylindrical section having an inner diameter of 6.46 m. The L: D ratio is maintained the same as in example 1, and thus, the height from the bottom of the reaction medium to the top of the cylindrical section is 86.3 m. The top and bottom of the cylindrical section are equipped with an elliptical bottom and a 2: 1 cover, and the total height of the reaction vessel is very large, amounting to approximately 88.0 m. The feed material is again distributed in the vicinity of the reaction vessel from a position at a height level located 2 m above the bottom of the reaction medium, using a horizontal distributor assembly module designed to provide substantially uniform release of the feed material over a cross-sectional area falling within the boundaries defined by a radius of 0.45 × (internal diameter). The air supply is again carried out through a distributor with oxidant inlets, similar to that shown in FIGS. 12-15, and all oxidizer inlet openings are located below the lower TL of the cylindrical section. The phlegm solvent is distributed in the form of droplets over substantially the entire cross-sectional area of the separation zone.

Соотношение Н:W для реакционной среды выдерживают приблизительно равным тому, что имеет место в примере 1, и, таким образом, рабочий уровень составляет приблизительно 67,8 м реакционной среды. В результате остается высота для отделения, равная приблизительно 18,5 м в цилиндрической секции плюс приблизительно 1,6 м в эллиптической крышке. Данная высота для отделения является избыточной приблизительно на 10 м. Таким образом, масштабирование емкости при постоянном соотношении L:D приводит к получению механической установки, которая является чрезмерно дорогостоящей по капитальным затратам (например, избыточные затраты для емкости, работающей под давлением, для фундамента, обусловленного нагрузкой от собственной массы и ветровой нагрузкой, для конструкционной стали, для технологического трубопровода и трубопровода обеспечения и/или для кабелей приборного обеспечения и электрических кабелей).The H: W ratio for the reaction medium is maintained approximately equal to that of Example 1, and thus the working level is approximately 67.8 m of the reaction medium. As a result, a separation height of about 18.5 m in the cylindrical section plus about 1.6 m in the elliptical cover remains. This separation height is approximately 10 m redundant. Thus, scaling the vessel at a constant L: D ratio results in a mechanical installation that is prohibitively expensive in terms of capital costs (for example, excess costs for a pressure vessel for a foundation, due to the load from its own weight and wind load, for structural steel, for the process and supply pipelines and / or for instrumentation cables and electrical an insulating cables).

Объем, занимаемый реакционной средой, составляет приблизительно 2200 м³, а реакционная емкость содержит приблизительно 1100000 кг суспензии. Соотношение между массой суспензии и расходом исходного подаваемого материала, образуемого пара-ксилолом, составляет приблизительно 22 часа, что значительно больше того, что имеет место в примере 1. Интенсивность реакции за один проход в единицу времени составляет только приблизительно 22 кг пара-ксилола, подаваемого на 1 м³ реакционной среды в час, что значительно меньше того, что имеет место в примере 1. Разница давлений между низом реакционной среды и отходящим газом верха реактора, покидающим реакционную емкость, увеличивается до приблизительно 0,33 МПа, что значительно превышает то, что имеет место в примере 1. Площадь вертикальной поверхности, находящейся в контакте с реакционной средой, составляет приблизительно 1393 м², что представляет собой приблизительно 3,18·Wмин·Н. Соотношение между объемом реакционной среды и площадью вертикальной поверхности, находящейся в контакте с реакционной средой, составляет приблизительно 1,58 м, что значительно больше того, что имеет место в примере 1.The volume occupied by the reaction medium is approximately 2,200 m ³ , and the reaction vessel contains approximately 1,100,000 kg of suspension. The ratio between the mass of the suspension and the flow rate of the feed material formed by para-xylene is approximately 22 hours, which is significantly more than what occurs in example 1. The reaction rate in one pass per unit time is only about 22 kg of para-xylene fed 1 m ³ of reaction medium per hour, which is significantly less than what is the case in example 1. The difference in pressure between the bottom of the reaction medium and the top of the reactor off-gas exiting the reaction vessel is increased to approximate itelno 0.33 MPa, significantly higher than what is the case in Example 1. The upright surface area in contact with the reaction medium is about 1,393 m ^2, which is about 3.18 * Wmin * H. The ratio between the volume of the reaction medium and the vertical surface area in contact with the reaction medium is approximately 1.58 m, which is significantly more than what occurs in example 1.

Таким образом, масштабирование размеров реакционной среды в целях выдерживания как расхода на единицу сечения потока, так и соотношения H:W приблизительно постоянными и равными в данном примере тому, что имеет место в примере 1, привело к очень большим изменениям в условиях проведения реакции. В конечном счете, данные изменения являются в высшей степени неблагоприятными. В данном примере имеют место позитивные эффекты (например, более разбавленные концентрации окисляемого соединения, меньшие требования к скорости массопереноса на единицу объема для перехода молекулярного кислорода из газовой фазы в жидкую и тому подобное), что приводит к получению меньшего количества нежелательных, окрашенных побочных продуктов на единицу СТА. Однако существуют серьезные экономические потери, связанные с разложением уксусной кислоты и потребностью в давлении и энергии, требуемых для обеспечения подачи воздуха в низ емкости барботажной колонны реакторного типа. Степень разложения уксусной кислоты приблизительно пропорциональна массе уксусной кислоты в реакционной среде всякий раз, когда рабочую температуру и состав жидкой фазы выдерживают приблизительно постоянными, и когда пара-ксилол подают при избытке молекулярного кислорода. Благодаря намного большей массе уксусной кислоты в реакционной емкости по сравнению с количеством СТА, полученной в данном примере, степень разложения уксусной кислоты согласно оценке увеличивается до приблизительно 0,09 кг на 1 кг полученной СТА. В дополнение к этому, воздушный компрессор должен обеспечивать подачу воздуха в реакционную среду при давлении, которое в данном примере составляет 0,85 МПа избыточного давления, в то время как давление на выходе в примере 1 составляет 0,64 МПа избыточного давления. В случае производительности при нагнетании воздуха 245000 кг/час и при типичных допусках для различных коэффициентов полезного действия компрессора и эффективности подачи дополнительная требуемая мощность для повышения давления на выходе в данном примере составляет приблизительно 3000 кВт, постоянно. Таким образом, масштабирование реакционной среды в данном примере при приблизительно постоянных расходе газа на единицу сечения потока и соотношении Н:W обеспечивает получение неприемлемых экономических показателей, несмотря на хорошее качество ожидаемой СТА.Thus, the scaling of the dimensions of the reaction medium in order to withstand both the flow rate per unit flow section and the H: W ratio is approximately constant and equal in this example to what takes place in Example 1, which led to very large changes in the reaction conditions. Ultimately, these changes are highly unfavorable. In this example, there are positive effects (for example, more dilute concentrations of the oxidizable compound, lower requirements for mass transfer per unit volume for the transition of molecular oxygen from the gas phase to the liquid phase and the like), which leads to fewer undesirable, colored by-products on STA unit. However, there are serious economic losses associated with the decomposition of acetic acid and the need for pressure and energy required to ensure air supply to the bottom of the bubble column vessel. The degree of decomposition of acetic acid is approximately proportional to the mass of acetic acid in the reaction medium whenever the operating temperature and composition of the liquid phase are kept approximately constant, and when para-xylene is supplied with an excess of molecular oxygen. Due to the much greater mass of acetic acid in the reaction vessel compared to the amount of CTA obtained in this example, the decomposition rate of acetic acid is estimated to increase to about 0.09 kg per 1 kg of CTA obtained. In addition, the air compressor must supply air to the reaction medium at a pressure which in this example is 0.85 MPa gauge, while the outlet pressure in example 1 is 0.64 MPa gauge. In the case of an air discharge performance of 245,000 kg / h and typical tolerances for various compressor efficiencies and feed efficiencies, the additional required power to increase the outlet pressure in this example is approximately 3000 kW, constantly. Thus, the scaling of the reaction medium in this example at approximately constant gas flow rates per unit flow cross section and the H: W ratio provides unacceptable economic indicators, despite the good quality of the expected CTA.

ПРИМЕР 3EXAMPLE 3

Данный пример обеспечивает масштабирование способа из примера 1 при использовании расхода на единицу сечения потока и интенсивности реакции за один проход в единицу времени. Это приводит к получению неудовлетворительного качества продукта, говоря простыми словами, схемы течения при естественной конвекции по своей природе приводят к получению неудовлетворительного профиля реакции по высоте.This example provides the scaling of the method of example 1 when using the flow rate per unit cross-section of the flow and the intensity of the reaction in one pass per unit time. This leads to an unsatisfactory product quality, in simple words, flow patterns in natural convection by their nature lead to an unsatisfactory reaction profile in height.

В данном примере расход исходного подаваемого материала, образуемого пара-ксилолом, опять-таки составляет 49000 кг/час - в 7 раз больше, чем в примере 1. Расход газа на единицу сечения потока опять-таки выдерживают приблизительно равным величине из примера 1, но соотношения L:D и H:W не выдерживают равными. Вместо этого, приблизительно равным величине из примера 1 выдерживают значение STR. Это обеспечивает получение давления в основании колонны и степени разложения уксусной кислоты, которые приблизительно равны величинам из примера 1. Расходы для других исходных подаваемых материалов увеличивают при том же самом соотношении 7:1, что и в примере 1. Составы исходных подаваемых материалов представляют собой то же самое, что и в примере 1, что обеспечивает получение тех же самых концентраций воды, кобальта, брома и марганца в жидкой фазе реакционной среды, что и в примере 1. Рабочее давление газа верха реакционной емкости опять-таки составляет 0,52 МПа избыточного давления, а рабочая температура опять-таки составляет приблизительно 160°С при измерении поблизости от позиции на серединном уровне по высоте для реакционной среды. Реакционную среду, содержащую СТА, удаляют из боковой стороны реакционной емкости в позиции на уровне по высоте 15 м при стационарном расходе с использованием внешней деаэрационной емкости.In this example, the flow rate of the feed material formed by para-xylene is again 49,000 kg / h — 7 times more than in Example 1. The gas flow rate per unit section of the flow is again kept approximately equal to that of Example 1, but ratios of L: D and H: W are not equal. Instead, a value of STR is maintained approximately equal to the value from Example 1. This ensures that the pressure at the base of the column and the degree of decomposition of acetic acid, which are approximately equal to the values from example 1. The costs for the other feeds are increased at the same ratio of 7: 1 as in example 1. The compositions of the feeds are the same as in example 1, which provides the same concentrations of water, cobalt, bromine and manganese in the liquid phase of the reaction medium as in example 1. The working gas pressure of the top of the reaction vessel is again is 0.52 megapascal gauge, and the operating temperature is again about 160 ° C measured near the position on the mid-elevation of the reaction medium. The reaction medium containing CTA is removed from the side of the reaction vessel at a position at a height level of 15 m at a stationary flow rate using an external deaeration vessel.

Емкость барботажной колонны реакторного типа включает вертикальную цилиндрическую секцию, имеющую внутренний диаметр, равный 6,46 м, что обеспечивает выдерживание расхода газовой фазы на единицу сечения потока приблизительно постоянной по сравнению с примерами 1 и 2. Для того, чтобы выдерживать то же самое значение STR, что и в примере 1, рабочий уровень несколько изменяют до получения приблизительно 26,1 м реакционной среды. Высота от нижней TL до верхней TL цилиндрической секции составляет 32 м так же, как и в примере 1, что обеспечивает получение приблизительно того же самого соответствующего высоте для отделения превышения над уровнем жидкости, отсчитываемого от верха реакционной среды до выпускного отверстия для газа верха реактора. Верх и низ цилиндрической секции оборудуют эллиптическими днищем и крышкой 2:1. Высота от низа реакционной среды до верха цилиндрической секции составляет приблизительно 33,6 м, а общая высота реакционной емкости составляет приблизительно 35,2 м. Исходный подаваемый материал опять-таки распределяют в реакционной емкости поблизости от позиции на уровне по высоте, расположенном на 2 м выше низа реакционной среды, при использовании сборного модуля горизонтального распределителя, разработанного для обеспечения по существу однородного высвобождения исходного подаваемого материала по площади поперечного сечения, попадающего в пределы, очерченные радиусом 0,45× (внутренний диаметр). Подачу воздуха опять-таки осуществляют через распределитель с впускными отверстиями для окислителя, подобный тому, что продемонстрирован на фиг.12-15, а все отверстия для впуска окислителя располагаются ниже нижней TL цилиндрической секции. Растворитель флегмы распределяют в виде капель по существу по всей площади поперечного сечения зоны отделения.The capacity of the bubble column reactor includes a vertical cylindrical section having an inner diameter of 6.46 m, which ensures that the gas flow rate per unit cross section is approximately constant compared to examples 1 and 2. In order to maintain the same value of STR as in example 1, the working level is slightly changed to obtain approximately 26.1 m of the reaction medium. The height from the lower TL to the upper TL of the cylindrical section is 32 m in the same manner as in Example 1, which provides approximately the same corresponding height for separating the excess above the liquid level, measured from the top of the reaction medium to the gas outlet of the top of the reactor. The top and bottom of the cylindrical section is equipped with an elliptical bottom and a 2: 1 cover. The height from the bottom of the reaction medium to the top of the cylindrical section is approximately 33.6 m, and the total height of the reaction vessel is approximately 35.2 m. The feed material is again distributed in the reaction vessel near the position at a height level of 2 m above the bottom of the reaction medium, using a horizontal module distributor module designed to provide substantially uniform release of the feed material over the cross-sectional area present in the limits outlined radius of 0,45 × (internal diameter). The air supply is again carried out through a distributor with oxidant inlets, similar to that shown in FIGS. 12-15, and all oxidizer inlet openings are located below the lower TL of the cylindrical section. The phlegm solvent is distributed in the form of droplets over substantially the entire cross-sectional area of the separation zone.

Соотношение Н:W для реакционной среды значительно уменьшают до 4,0. Соотношение L:D для реакционной емкости значительно уменьшают до 5,2. Объем, занимаемый реакционной средой, составляет приблизительно 828 м³, а реакционная емкость содержит приблизительно 410000 кг суспензии. Соотношение между массой суспензии и расходом исходного подаваемого материала, образуемого пара-ксилолом, составляет приблизительно 8,3 часа. Значение STR составляет приблизительно 59 кг пара-ксилола, подаваемого на м³ реакционной среды/час. Разница давлений между низом реакционной среды и отходящим газом верха реактора, покидающим реакционную емкость, составляет приблизительно 0,13 МПа. Площадь вертикальной поверхности, находящейся в контакте с реакционной средой, составляет приблизительно 546 м², что представляет собой приблизительно 3,24·Wмин·Н. Соотношение между объемом реакционной среды и площадью вертикальной поверхности, находящейся в контакте с реакционной средой, составляет приблизительно 1,52 м. В условиях данного примера степень разложения уксусной кислоты в реакционной среде согласно оценке желательным образом возвращается к более низкому уровню примера 1, равному приблизительно 0,03 кг на один килограмм полученной СТА.The H: W ratio for the reaction medium is significantly reduced to 4.0. The L: D ratio for the reaction vessel is significantly reduced to 5.2. The volume occupied by the reaction medium is approximately 828 m ³ and the reaction vessel contains approximately 410000 kg of suspension. The ratio between the mass of the suspension and the flow rate of the feed feed formed by para-xylene is approximately 8.3 hours. The STR value is approximately 59 kg of para-xylene supplied per m ^{3 of} reaction medium / hour. The pressure difference between the bottom of the reaction medium and the exhaust gas from the top of the reactor leaving the reaction vessel is approximately 0.13 MPa. The vertical surface area in contact with the reaction medium is approximately 546 m ² , which is approximately 3.24 Wmin · N. The ratio between the volume of the reaction medium and the vertical surface area in contact with the reaction medium is approximately 1.52 m. Under the conditions of this example, the degree of decomposition of acetic acid in the reaction medium is estimated to return to a lower level of Example 1 of approximately 0 , 03 kg per kilogram of received STA.

Однако больший диаметр реакционной емкости, использованной в данном примере, в сочетании с ее меньшим соотношением H:W приводит к получению очень нежелательных сдвигов в отношении скоростей течения, перемешивания и разбиения на ступени в реакционной среде. Это приводит к значительному увеличению потерь пара-ксилола в отходящем газе верха реактора и эффективности образования нежелательных окрашенных побочных продуктов. Говоря простыми словами, скорости осевого течения, получаемые в результате действия сил естественной конвекции, в барботажных колоннах большего диаметра становятся больше, даже если расход на единицу сечения потока будут выдерживать постоянной. При проведении вычисления в соответствии со способом, полученным из модели газо-жидкостной рециркуляции от Gupta, и при использовании собственной базы данных установлено, что максимальные усредненные по времени скорости перемещения снизу вверх для газовой фазы поблизости от позиции на серединном уровне по высоте для реакционной среды составляет приблизительно 3,9 м/с. При подобном расчете установлено, что максимальная усредненная по времени скорость перемещения снизу вверх для суспензии поблизости от позиции на серединном уровне по высоте для реакционной среды составляет приблизительно 2,2 м/с. При подобном расчете установлено, что максимальная усредненная по времени скорость перемещения сверху вниз для суспензии во внешнем кольце поблизости от позиции на серединном уровне по высоте для реакционной среды составляет приблизительно 2,3 м/с.However, the larger diameter of the reaction vessel used in this example, in combination with its lower H: W ratio, results in very undesirable shifts in terms of flow rates, mixing, and staging in the reaction medium. This leads to a significant increase in the loss of para-xylene in the exhaust gas of the top of the reactor and the efficiency of the formation of undesirable colored by-products. In simple words, the axial flow velocities obtained as a result of the action of natural convection forces become larger in bubble columns of a larger diameter, even if the flow rate per unit section of the flow is kept constant. When calculating in accordance with the method obtained from the Gupta gas-liquid recirculation model and using our own database, it was found that the maximum time-averaged bottom-up movement speeds for the gas phase close to the mid-height position for the reaction medium are approximately 3.9 m / s. In such a calculation, it was found that the maximum time-averaged bottom-up movement speed for a suspension close to a position at a mid-level height for the reaction medium is approximately 2.2 m / s. In such a calculation, it was found that the maximum time-averaged top-down velocity for a suspension in the outer ring near a position at a mid-level height for the reaction medium is approximately 2.3 m / s.

Поскольку высота реакционной среды при переходе от примера 1 к данному примеру изменяется незначительно, данные увеличенные усредненные по времени вертикальные скорости в данном примере приводят к значительному уменьшению времен сквозного перемешивания по сравнению с примером 1. Это приводит к нежелательному увеличению величины миграции пара-ксилола в направлении верха емкости до окисления. Это приводит к нежелательной потере выхода в связи с пара-ксилолом, покидающим верх реакционной емкости вместе с отходящим газом, и происходит сдвиг большей потребности в растворенном молекулярном кислороде к области, более близкой к верху реактора, где мольная доля молекулярного кислорода в газовой фазе является относительно обедненной. Кроме того, увеличенная усредненная по времени скорость перемещения сверху вниз для суспензии в областях, приближенных к стенке емкости, в данном примере приводит к тому, что большее количество, и при этом более крупных, пузырьков газовой фазы будет вовлекаться в перемещение сверху вниз вопреки действию на них естественной подъемной силы в гравитационном поле. Это приводит к нежелательному увеличению степени рециркуляции газовой фазы, частично обедненной молекулярным кислородом, что, в свою очередь, приводит к пониженной доступности растворенного кислорода в данных областях. В числе других эффектов данная пониженная доступность растворенного кислорода в различных областях реакционной среды в данном примере приводит к значительному увеличению уровня образования нежелательных окрашенных побочных продуктов по сравнению с примером 1, и данный повышенный уровень содержания нежелательных окрашенных побочных продуктов делает продукт неподходящим для использования во многих сферах применения, связанных с ПЭТФ.Since the height of the reaction medium during the transition from Example 1 to this example does not change significantly, these increased time-averaged vertical speeds in this example lead to a significant reduction in through-mixing times compared to Example 1. This leads to an undesirable increase in the para-xylene migration in the direction top of the tank before oxidation. This leads to an undesirable loss of yield due to para-xylene leaving the top of the reaction vessel together with the exhaust gas, and the greater demand for dissolved molecular oxygen shifts to a region closer to the top of the reactor, where the molar fraction of molecular oxygen in the gas phase is relatively depleted. In addition, the increased time-averaged top-down velocity for the suspension in areas close to the wall of the container, in this example, leads to the fact that more, and at the same time larger, gas bubbles will be involved in the movement from top to bottom, contrary to the effect on of them natural lifting force in the gravitational field. This leads to an undesirable increase in the degree of recirculation of the gas phase, partially depleted of molecular oxygen, which, in turn, leads to reduced availability of dissolved oxygen in these areas. Among other effects, this reduced availability of dissolved oxygen in various areas of the reaction medium in this example leads to a significant increase in the formation of unwanted colored by-products compared to Example 1, and this increased level of undesirable colored by-products makes the product unsuitable for use in many fields. PET related applications.

Таким образом, примеры 2 и 3 демонстрируют несоответствие предшествующего уровня техники проектированию крупномасштабных барботажных колонн окисления при использовании главным образом расхода газа на единицу сечения потока (Ug), соотношения L:D и средней скорости реакции за один проход в единицу времени (STR).Thus, examples 2 and 3 demonstrate the mismatch between the prior art and the design of large-scale bubble oxidation columns using mainly gas flow per unit flow cross-section (Ug), L: D ratio, and average reaction rate in one pass per unit time (STR).

ПРИМЕР 4EXAMPLE 4

В данном примере работающие под давлением элементы емкости барботажной колонны реакторного типа представляют собой то же самое, что и в примере 3, но в реакционную среду добавляют вертикальные поверхности, придающие вертикальное торможение для того, чтобы установить разбиение профиля реакции на ступени, более близкое к тому, что имеет место в примере 1, тем самым, происходит восстановление качества продукта и выхода в отношении пара-ксилола, но без увеличения степени разложения уксусной кислоты, как в примере 2.In this example, the pressure-operated elements of the reactor bubble column vessel are the same as in Example 3, but vertical surfaces are added to the reaction medium to impose vertical braking in order to set the reaction profile into steps closer to that , which takes place in example 1, thereby restoring the quality of the product and the yield with respect to para-xylene, but without increasing the degree of decomposition of acetic acid, as in example 2.

Расход исходного подаваемого материала, образуемого пара-ксилолом, опять-таки составляет 49000 кг/час - в 7 раз больше, чем в примере 1. Расходы для других исходных подаваемых материалов увеличивают при том же самом соотношении 7:1, что и в примере 1. Составы исходных подаваемых материалов представляют собой то же самое, что и в примере 1, что обеспечивает получение тех же самых концентраций воды, кобальта, брома и марганца в жидкой фазе реакционной среды, что и в примере 1. Рабочее давление газа верха реакционной емкости опять-таки составляет 0,52 МПа избыточного давления, а рабочая температура опять-таки составляет приблизительно 160°С при измерении поблизости от позиции на серединном уровне по высоте для реакционной среды. Реакционную среду, содержащую СТА, удаляют из боковой стороны реакционной емкости в позиции на уровне по высоте 15 м при стационарном расходе с использованием внешней деаэрационной емкости.The flow rate of the feed material formed by para-xylene is again 49,000 kg / hr — 7 times more than in Example 1. The flow rates for the other feed materials are increased at the same ratio of 7: 1 as in Example 1 The compositions of the feed materials are the same as in example 1, which provides the same concentrations of water, cobalt, bromine and manganese in the liquid phase of the reaction medium as in example 1. The working gas pressure of the top of the reaction vessel again - so is 0.52 MPa overpressure, and again the working temperature is approximately 160 ° C when measured near the position at a mid-level height for the reaction medium. The reaction medium containing CTA is removed from the side of the reaction vessel at a position at a height level of 15 m at a stationary flow rate using an external deaeration vessel.

Емкость барботажной колонны реакторного типа включает вертикальную цилиндрическую секцию, имеющую внутренний диаметр, равный 6,46 м. Высота от нижней TL до верхней TL цилиндрической секции составляет 32 м, а рабочий уровень составляет приблизительно 26,3 м реакционной среды. Верх и низ цилиндрической секции оборудуют эллиптическими днищем и крышкой 2:1. Высота от низа реакционной среды до верха цилиндрической секции составляет приблизительно 33,6 м, а общая высота реакционной емкости составляет приблизительно 35,2 м. Исходный подаваемый материал опять-таки распределяют в реакционной емкости поблизости от позиции на уровне по высоте, расположенном на 2 м выше низа реакционной среды, при использовании сборного модуля горизонтального распределителя, разработанного для обеспечения по существу однородного высвобождения исходного подаваемого материала по площади поперечного сечения, попадающего в пределы, очерченные радиусом 0,45× (внутренний диаметр). Подачу воздуха опять-таки осуществляют через распределитель с впускными отверстиями для окислителя, подобный тому, что продемонстрирован на фиг.12-15, а все отверстия для впуска окислителя располагаются ниже нижней TL цилиндрической секции. Растворитель флегмы распределяют в виде капель по существу по всей площади поперечного сечения зоны отделения.The reactor bubbler vessel capacity includes a vertical cylindrical section having an inner diameter of 6.46 m. The height from the lower TL to the upper TL of the cylindrical section is 32 m and the working level is approximately 26.3 m of the reaction medium. The top and bottom of the cylindrical section is equipped with an elliptical bottom and a 2: 1 cover. The height from the bottom of the reaction medium to the top of the cylindrical section is approximately 33.6 m, and the total height of the reaction vessel is approximately 35.2 m. The feed material is again distributed in the reaction vessel near the position at a height level of 2 m above the bottom of the reaction medium, using a horizontal module distributor module designed to provide substantially uniform release of the feed material over the cross-sectional area present in the limits outlined radius of 0,45 × (internal diameter). The air supply is again carried out through a distributor with oxidant inlets, similar to that shown in FIGS. 12-15, and all oxidizer inlet openings are located below the lower TL of the cylindrical section. The phlegm solvent is distributed in the form of droplets over substantially the entire cross-sectional area of the separation zone.

Емкость барботажной колонны реакторного типа дополнительно включает две ортогональные плоскостные поверхности, расположенные при совпадении их линии взаимопересечения с вертикальной осью симметрии цилиндрической секции. Данные плоскостные поверхности в удобном случае включают тонколистовой металл одного типа и отделку поверхности, аналогичную использованной в цилиндрической секции реакционной емкости. Каждая плоскостная поверхность начинается в позиции пониженного уровня расположения, на 3 м превышающего нижнюю TL, и проходит снизу вверх на 20 м. Каждая из двух плоскостных поверхностей проходит горизонтально по существу на всем своем протяжении до стенки цилиндрической секции (то есть ширина каждой равна внутреннему диаметру) и в качестве опоры имеет цилиндрическую секцию. Толщина и опора плоскостных поверхностей спроектированы обеспечивающими выдерживание воздействия различных сил, которые могут возникать в обычных и нештатных рабочих условиях. Вследствие занятия объема тонколистовым металлом рабочий уровень изменяют, несколько перемещая его вверх до уровня, расположенного на 26,3 м выше низа реакционной среды, для того, чтобы обеспечить выдерживание того же самого значения STR, что и в примере 1.The capacity of the bubble column reactor type further includes two orthogonal planar surfaces located when their intersection lines coincide with the vertical axis of symmetry of the cylindrical section. These planar surfaces conveniently include sheet metal of the same type and surface finish similar to that used in the cylindrical section of the reaction vessel. Each planar surface begins at a position of a lower level of arrangement, 3 m higher than the lower TL, and extends 20 m from bottom to top. Each of the two planar surfaces extends horizontally substantially along its entire length to the wall of the cylindrical section (i.e., the width of each is equal to the inner diameter ) and has a cylindrical section as a support. The thickness and support of planar surfaces are designed to withstand the effects of various forces that can occur under normal and abnormal operating conditions. Due to the occupation of the volume by sheet metal, the working level is changed, moving it slightly up to a level located 26.3 m above the bottom of the reaction medium in order to maintain the same STR value as in Example 1.

Таким образом, в данном примере реакционную среду на 20 м общей высоты реакционной среды подразделяют на 4 подобъема равных размера и формы. Данные 4 подобъема сообщаются друг с другом как ниже, так и выше плоскостных поверхностей. Благодаря относительно равномерному распределению образуемого окислителем и пара-ксилолом исходного подаваемого материала ниже нижнего уровня плоскостных поверхностей каждый из 4 подобъемов характеризуется подобным расходом газовой фазы на единицу сечения потока и подобным профилем интенсивности реакции. 4 подобъема можно воспринимать в качестве подобия 4 емкостям барботажных колонн реакторного типа меньшего размера в пределах одного корпуса, работающего под давлением.Thus, in this example, the reaction medium at 20 m of the total height of the reaction medium is divided into 4 subvolumes of equal size and shape. Data 4 subvolume communicate with each other both below and above the planar surfaces. Due to the relatively uniform distribution of the feed material formed by the oxidizing agent and para-xylene below the lower level of the planar surfaces, each of the 4 subvolumes is characterized by a similar flow rate of the gas phase per unit section of the flow and a similar reaction intensity profile. 4 subvolumes can be perceived as similarity to the 4 vessels of smaller bubble type reactor columns within a single pressure vessel.

Соотношение Н:W для реакционной среды составляет 4,1. Соотношение L:D для реакционной емкости составляет 5,2. Объем, занимаемый реакционной средой, составляет приблизительно 828 м³, а реакционная емкость содержит приблизительно 410000 кг суспензии. Соотношение между массой суспензии и расходом исходного подаваемого материала, образуемого пара-ксилолом, составляет приблизительно 8,3 часа. Значение STR составляет приблизительно 59 кг пара-ксилола, подаваемого на один кубический метр реакционной среды в час. Разница давлений между низом реакционной среды и отходящим газом верха реактора, покидающим реакционную емкость, составляет приблизительно 0,13 МПа. Площадь вертикальной поверхности, находящейся в контакте с реакционной средой, составляет приблизительно 1066 м², что представляет собой приблизительно 6,29·Wмин·Н. Соотношение между объемом реакционной среды и площадью вертикальной поверхности, находящейся в контакте с реакционной средой, составляет приблизительно 0,78 м. Данное значение является промежуточным между соответствующими значениями примеров 1 и 3 и располагается в целом ближе к значению примера 1. В условиях данного примера степень разложения уксусной кислоты в реакционной среде согласно оценке желательным образом возвращается к более низкому уровню примера 1, равному приблизительно 0,03 кг/1 кг полученной СТА.The H: W ratio for the reaction medium is 4.1. The L: D ratio for the reaction vessel is 5.2. The volume occupied by the reaction medium is approximately 828 m ³ and the reaction vessel contains approximately 410000 kg of suspension. The ratio between the mass of the suspension and the flow rate of the feed feed formed by para-xylene is approximately 8.3 hours. The STR value is approximately 59 kg of para-xylene fed per cubic meter of reaction medium per hour. The pressure difference between the bottom of the reaction medium and the exhaust gas from the top of the reactor leaving the reaction vessel is approximately 0.13 MPa. The vertical surface area in contact with the reaction medium is approximately 1066 m ² , which is approximately 6.29 Wmin · N. The ratio between the volume of the reaction medium and the vertical surface area in contact with the reaction medium is approximately 0.78 m. This value is intermediate between the corresponding values of examples 1 and 3 and is generally closer to the value of example 1. Under the conditions of this example, the degree decomposition of acetic acid in the reaction medium according to the assessment, desirably returns to the lower level of example 1, equal to approximately 0.03 kg / 1 kg of the obtained CTA.

Максимальные усредненные по времени скорости перемещения снизу вверх и сверху вниз для газовой фазы и суспензии в данном примере уменьшаются по сравнению с примером 3. Это обеспечивает достижение полезного улучшения вертикального профиля пара-ксилола, и это приводит к достижению улучшенной доступности растворенного кислорода в жидкой фазе поблизости от поверхностей вертикальных стенок. Действуя совместно, данные изменения в данном примере улучшают выход в отношении пара-ксилола и уменьшают эффективность образования нежелательных окрашенных побочных продуктов по сравнению с примером 3.The maximum time-averaged bottom-up and top-down velocities for the gas phase and suspension in this example are reduced compared to Example 3. This provides a useful improvement in the vertical profile of para-xylene, and this leads to improved availability of dissolved oxygen in the liquid phase nearby from surfaces of vertical walls. Together, these changes in this example improve the para-xylene yield and decrease the formation efficiency of undesired colored by-products compared to Example 3.

ПРИМЕР 5EXAMPLE 5

В данном примере работающие под давлением элементы реакционной емкости представляют собой то же самое, что и в примере 3, но в реакционную среду добавляют элементы необрастающих перегородок для повторного установления разбиения профилей реакции на ступени, более близкого к тому, что имеет место в примере 1, тем самым, происходит восстановление качества продукта и выхода в отношении пара-ксилола, но без увеличения степени разложения уксусной кислоты, как в примере 2.In this example, the pressure vessel elements of the reaction vessel are the same as in example 3, but the elements of antifouling partitions are added to the reaction medium to re-establish the partitioning of the reaction profiles into steps closer to what occurs in example 1, thereby, the product quality and yield are restored with respect to para-xylene, but without increasing the degree of decomposition of acetic acid, as in example 2.

Емкость барботажной колонны реакторного типа включает вертикальную цилиндрическую секцию, имеющую внутренний диаметр, равный 6,46 м. Высота от нижней TL до верхней TL цилиндрической секции составляет 32 м, а рабочий уровень составляет приблизительно 26,1 м реакционной среды. Верх и низ цилиндрической секции оборудуют эллиптическими днищем и крышкой 2:1. Высота от низа реакционной среды до верха цилиндрической секции составляет приблизительно 33,6 м, а общая высота реакционной емкости составляет приблизительно 35,2 м. Исходный подаваемый материал опять-таки распределяют в реакционной емкости поблизости от позиции на уровне по высоте, расположенном на 2 м выше низа реакционной среды, при использовании сборного модуля горизонтального распределителя, разработанного для обеспечения по существу однородного высвобождения исходного подаваемого материала по площади поперечного сечения, попадающего в пределы, очерченные радиусом 0,45× (внутренний диаметр). Подачу воздуха опять-таки осуществляют через распределитель с впускными отверстиями для окислителя, подобный тому, что продемонстрирован на фиг.12-15, а все отверстия для впуска окислителя располагаются ниже нижней TL цилиндрической секции. Растворитель флегмы распределяют в виде капель по существу по всей площади поперечного сечения зоны отделения.The reactor bubbler vessel capacity includes a vertical cylindrical section having an inner diameter of 6.46 m. The height from the lower TL to the upper TL of the cylindrical section is 32 m, and the working level is approximately 26.1 m of the reaction medium. The top and bottom of the cylindrical section is equipped with an elliptical bottom and a 2: 1 cover. The height from the bottom of the reaction medium to the top of the cylindrical section is approximately 33.6 m, and the total height of the reaction vessel is approximately 35.2 m. The feed material is again distributed in the reaction vessel near the position at a height level of 2 m above the bottom of the reaction medium, using a horizontal module distributor module designed to provide substantially uniform release of the feed material over the cross-sectional area present in the limits outlined radius of 0,45 × (internal diameter). The air supply is again carried out through a distributor with oxidant inlets, similar to that shown in FIGS. 12-15, and all oxidizer inlet openings are located below the lower TL of the cylindrical section. The phlegm solvent is distributed in the form of droplets over substantially the entire cross-sectional area of the separation zone.

Емкость барботажной колонны реакторного типа дополнительно включает сборный модуль горизонтальной перегородки, расположенный в барботажной колонне на высоте 12 м над нижней TL реакционной емкости. Это приводит к размещению сборного модуля перегородки приблизительно на 13,6 м или на 2,1×D выше низа реакционной среды. Данный сборный модуль перегородки состоит из 15 индивидуальных элементов перегородки. Каждый элемент перегородки состоит из экструдированного или смонтированного L-образного элемента, где обе полки L-образного элемента имеют ширину 0,15 м, а внутренний угол между двумя полками составляет 90°. Все L-образные элементы располагаются горизонтально, параллельно друг другу, при этом вершины углов обращены кверху и расположены на одном и том же уровне по высоте. Две концевые кромки у каждого L-образного элемента всегда располагаются на одном и том же уровне по высоте ниже обращенных кверху вершин углов. При взгляде с торца каждый элемент имеет форму перевернутой буквы V. Таким образом, процентная доля включения в сборный модуль перегородки обращенных кверху плоскостных поверхностей, наклоненных менее чем на 5° к горизонтали, практически является нулевой. Просвет между нижними кромками каждого элемента и его близкого соседа всегда составляет 0,21 м. Самый длинный из элементов имеет длину, эффективно равную внутреннему диаметру цилиндрической емкости, проходя по диаметру поперек емкости от стенки до стенки. Все другие 14 индивидуальных элементов перегородки обязательно будут иметь меньшую длину. Все элементы перегородки имеют опоры с каждого уровня поверхности вследствие прохождения вплоть до цилиндрической стенки и прикрепления к ней. Таким образом, реальное сечение на уровне по высоте, соответствующем сборному модулю перегородки, составляет приблизительно 16 м², что составляет приблизительно 50% от площади поперечного сечения реакционной емкости на данном уровне по высоте. Элементы перегородки спроектированы в целях обеспечения противодействия различным силам, которые могут существовать в обычных и нештатных рабочих условиях. Элементы сконструированы из того же самого металла, что и компоненты трубопровода, используемые в сборном модуле барботера воздуха, где данный металл выбирают надлежащим образом, добиваясь создания сопротивления коррозии и эрозии. Однако поверхности элементов перегородки полируют до достижения уровня отделки поверхности 125 СКЗ или лучшего. Несмотря на осаждение в реакционной емкости приблизительно 76000 кг СТА в час сборный модуль перегородки не подвергается избыточному обрастанию и демонстрирует отторжение кусков твердой фазы.The reactor-type bubble column capacity further includes a horizontal baffle assembly module located in the bubble column at a height of 12 m above the lower TL of the reaction vessel. This leads to the placement of the partition wall module approximately 13.6 m or 2.1 × D above the bottom of the reaction medium. This prefabricated partition module consists of 15 individual partition elements. Each partition element consists of an extruded or mounted L-shaped element, where both shelves of the L-shaped element have a width of 0.15 m and the internal angle between the two shelves is 90 °. All L-shaped elements are arranged horizontally, parallel to each other, with the vertices of the corners facing up and located at the same level in height. The two end edges of each L-shaped element are always located at the same level in height below the tops of the corners. When viewed from the end, each element has the shape of an inverted letter V. Thus, the percentage of inclusion in the assembly module of the partition of the upward-facing planar surfaces inclined less than 5 ° to the horizontal is practically zero. The clearance between the lower edges of each element and its close neighbor is always 0.21 m. The longest of the elements has a length effectively equal to the inner diameter of the cylindrical container, passing along the diameter across the container from wall to wall. All other 14 individual partition elements will necessarily have a shorter length. All elements of the partition have supports from each surface level due to the passage up to the cylindrical wall and attachment to it. Thus, the actual cross-section at a height level corresponding to the assembly module of the partition is approximately 16 m ² , which is approximately 50% of the cross-sectional area of the reaction vessel at this height. Partition elements are designed to provide resistance to various forces that may exist under normal and abnormal working conditions. The elements are constructed from the same metal as the piping components used in the assembly module of the air bubbler, where this metal is selected appropriately in order to create corrosion and erosion resistance. However, the surfaces of the partition elements are polished to a surface finish level of 125 SKZ or better. Despite the deposition in the reaction vessel of approximately 76,000 kg of CTA per hour, the prefabricated septum module does not undergo excessive fouling and exhibits rejection of pieces of the solid phase.

Соотношение Н:W для реакционной среды составляет 4,0. Соотношение L:D для реакционной емкости составляет 5,2. Объем, занимаемый реакционной средой, составляет приблизительно 828 м³, а реакционная емкость содержит приблизительно 410000 кг суспензии. Соотношение между массой суспензии и расходом исходного подаваемого материала, образуемого пара-ксилолом, составляет приблизительно 8,3 часа. Значение STR составляет приблизительно 59 кг пара-ксилола, подаваемого на 1 м³ реакционной среды в час. Разница давлений между низом реакционной среды и отходящим газом верха реактора, покидающим реакционную емкость, составляет приблизительно 0,13 МПа. Площадь вертикальной поверхности, находящейся в контакте с реакционной средой, составляет приблизительно 546 м², что представляет собой приблизительно 3,24·Wмин·Н. Соотношение между объемом реакционной среды и площадью вертикальной поверхности, находящейся в контакте с реакционной средой, составляет приблизительно 1,52 м. В условиях данного примера степень разложения уксусной кислоты в реакционной среде согласно оценке желательным образом возвращается к более низкому уровню примера 1, равному приблизительно 0,03 кг/1 кг полученной СТА.The ratio of H: W for the reaction medium is 4.0. The L: D ratio for the reaction vessel is 5.2. The volume occupied by the reaction medium is approximately 828 m ³ and the reaction vessel contains approximately 410000 kg of suspension. The ratio between the mass of the suspension and the flow rate of the feed feed formed by para-xylene is approximately 8.3 hours. The STR value is approximately 59 kg of para-xylene supplied per 1 m ^{3 of} reaction medium per hour. The pressure difference between the bottom of the reaction medium and the exhaust gas from the top of the reactor leaving the reaction vessel is approximately 0.13 MPa. The vertical surface area in contact with the reaction medium is approximately 546 m ² , which is approximately 3.24 Wmin · N. The ratio between the volume of the reaction medium and the vertical surface area in contact with the reaction medium is approximately 1.52 m. Under the conditions of this example, the degree of decomposition of acetic acid in the reaction medium is estimated to return to a lower level of Example 1 of approximately 0 , 03 kg / 1 kg of obtained CTA.

Влияние сборного модуля горизонтальной перегородки заключается в препятствовании развитию вертикальной скорости газовой фазы и суспензии внутри реакционной емкости. Это предотвращает продвижение пара-ксилола в направлении к верхней поверхности реакционной среды, что приводит к выгодному уменьшению потерь выхода в связи с пара-ксилолом в отходящем газе верха реактора. В дополнение к этому, разбиение на ступени в отношении молекулярного кислорода и окисляемого соединения является улучшенным, что в данном примере обеспечивает уменьшение эффективности образования нежелательных окрашенных побочных продуктов по сравнению с примером 3.The influence of the modular module of the horizontal partition is to impede the development of the vertical velocity of the gas phase and suspension inside the reaction vessel. This prevents the para-xylene from moving towards the upper surface of the reaction medium, which leads to an advantageous decrease in yield losses due to para-xylene in the exhaust gas from the top of the reactor. In addition, the staging with respect to molecular oxygen and the oxidizable compound is improved, which in this example provides a reduction in the formation efficiency of undesired colored by-products compared to Example 3.

ПРИМЕР 6EXAMPLE 6

В данном примере реакционная емкость спроектирована для получения очень высоких величин расхода газа на единицу сечения потока и удержания газа в соответствии с настоящим изобретением. Использование меньшей величины D делает возможным получение более высокого значения соотношения L:D без необходимости прибегать к использованию избыточно высокой реакционной емкости и без сопутствующего избыточного разложения растворителя в виде уксусной кислоты.In this example, the reaction vessel is designed to produce very high gas flow rates per unit flow cross section and gas retention in accordance with the present invention. The use of a smaller D value makes it possible to obtain a higher L: D ratio without having to resort to using an excessively high reaction capacity and without concomitant excessive decomposition of the solvent in the form of acetic acid.

Расход исходного подаваемого материала, образуемого пара-ксилолом, опять-таки составляет 49000 кг/час - в 7 раз больше, чем в примере 1. Расходы для других исходных подаваемых материалов увеличивают при том же самом соотношении 7:1, что и в примере 1. Составы исходных подаваемых материалов представляют собой то же самое, что и в примере 1, что обеспечивает получение тех же самых концентраций воды, кобальта, брома и марганца в жидкой фазе реакционной среды, что и в примере 1. Рабочее давление газа верха реакционной емкости опять-таки составляет 0,52 МПа избыточного давления, а рабочая температура опять-таки составляет приблизительно 160°С при измерении поблизости от позиции на серединном уровне по высоте для реакционной среды. Реакционную среду, содержащую СТА, удаляют из боковой стороны реакционной емкости в позиции на уровне по высоте 28 м при стационарном расходе с использованием внешней деаэрационной емкости.The flow rate of the feed material formed by para-xylene is again 49,000 kg / hr — 7 times more than in Example 1. The flow rates for the other feed materials are increased at the same ratio of 7: 1 as in Example 1 The compositions of the feed materials are the same as in example 1, which provides the same concentrations of water, cobalt, bromine and manganese in the liquid phase of the reaction medium as in example 1. The working gas pressure of the top of the reaction vessel again - so is 0.52 MPa overpressure, and again the working temperature is approximately 160 ° C when measured near the position at a mid-level height for the reaction medium. The reaction medium containing CTA is removed from the side of the reaction vessel at a position at a height level of 28 m at a stationary flow rate using an external deaeration vessel.

Емкость барботажной колонны реакторного типа включает вертикальную цилиндрическую секцию, имеющую внутренний диаметр, равный 5,00 м. Высота от нижней TL до верхней TL цилиндрической секции составляет 70 м. Верх и низ цилиндрической секции оборудуют эллиптическими днищем и крышкой 2:1. Высота от низа реакционной среды до верха цилиндрической секции составляет приблизительно 71,3 м, а общая высота реакционной емкости составляет приблизительно 72,5 м. Рабочий уровень располагается приблизительно на 61,3 м выше низа реакционной среды. Исходный подаваемый материал опять-таки распределяют в реакционной емкости поблизости от позиции на уровне по высоте, расположенном на 2 м выше низа реакционной среды, при использовании сборного модуля горизонтального распределителя, разработанного для обеспечения по существу однородного высвобождения исходного подаваемого материала по площади поперечного сечения, попадающего в пределы, очерченные радиусом 0,45× (внутренний диаметр). Подачу воздуха опять-таки осуществляют через распределитель с впускными отверстиями для окислителя, подобный тому, что продемонстрирован на фиг.12-15, а все отверстия для впуска окислителя располагаются ниже нижней TL цилиндрической секции. Растворитель флегмы распределяют в виде капель по существу по всей площади поперечного сечения зоны отделения.The capacity of the bubble column reactor vessel includes a vertical cylindrical section having an inner diameter of 5.00 m. The height from the lower TL to the upper TL of the cylindrical section is 70 m. The top and bottom of the cylindrical section are equipped with an elliptical bottom and a 2: 1 cover. The height from the bottom of the reaction medium to the top of the cylindrical section is approximately 71.3 m, and the total height of the reaction vessel is approximately 72.5 m. The operating level is approximately 61.3 m above the bottom of the reaction medium. The feed is again distributed in a reaction vessel close to a position at a height level 2 meters above the bottom of the reaction medium, using a horizontal distributor assembly module designed to provide substantially uniform release of the feed as the cross-sectional area within the boundaries defined by a radius of 0.45 × (inner diameter). The air supply is again carried out through a distributor with oxidant inlets, similar to that shown in FIGS. 12-15, and all oxidizer inlet openings are located below the lower TL of the cylindrical section. The phlegm solvent is distributed in the form of droplets over substantially the entire cross-sectional area of the separation zone.

Соотношение Н:W для реакционной среды составляет 12,3. Соотношение L:D для реакционной емкости составляет 14,3. Объем, занимаемый реакционной средой, составляет приблизительно 1190 м³, а реакционная емкость содержит приблизительно 420000 кг суспензии. Соотношение между массой суспензии и расходом исходного подаваемого материала, образуемого пара-ксилолом, составляет приблизительно 8,7 часа. Значение STR составляет приблизительно 41 кг пара-ксилола, подаваемого на один кубический метр реакционной среды в час. Разница давлений между низом реакционной среды и отходящим газом верха реактора, покидающим реакционную емкость, составляет приблизительно 0,21 МПа. Площадь вертикальной поверхности, находящейся в контакте с реакционной средой, составляет приблизительно 975 м², что представляет собой приблизительно 3,18·Wмин·Н. Соотношение между объемом реакционной среды и площадью вертикальной поверхности, находящейся в контакте с реакционной средой, составляет приблизительно 1,22 м. Относительно небольшая величина D приводит к получению расхода газовой фазы на единицу сечения потока на середине высоты реакционной среды, который приблизительно в 1,7 раза превышает расход на единицу сечения потока, используемый в примерах от 1 до 5. Величина удержания газа в позиции на серединном уровне по высоте для реакционной среды превышает 0,6. В условиях примера 6 степень разложения уксусной кислоты в реакционной среде согласно оценке желательным образом уменьшается до уровня, меньшего 0,03 кг на один килограмм полученной СТА. Это обуславливается пониженным количеством суспензии, говоря более конкретно, уксусной кислоты, в реакционной емкости по сравнению с примером 3.The H: W ratio for the reaction medium is 12.3. The L: D ratio for the reaction vessel is 14.3. The volume occupied by the reaction medium is approximately 1190 m ³ , and the reaction vessel contains approximately 420,000 kg of suspension. The ratio between the mass of the suspension and the flow rate of the feed material formed by para-xylene is approximately 8.7 hours. The STR value is approximately 41 kg of para-xylene fed per cubic meter of reaction medium per hour. The pressure difference between the bottom of the reaction medium and the exhaust gas from the top of the reactor leaving the reaction vessel is approximately 0.21 MPa. The vertical surface area in contact with the reaction medium is approximately 975 m ² , which is approximately 3.18 · Wmin · N. The ratio between the volume of the reaction medium and the vertical surface area in contact with the reaction medium is approximately 1.22 m. The relatively small value of D results in a gas phase flow rate per unit cross section of the flow in the middle of the height of the reaction medium, which is approximately 1.7 times exceeds the flow rate per unit cross-section of the flow used in the examples from 1 to 5. The amount of gas retention in a position at a mid-level height for the reaction medium exceeds 0.6. Under the conditions of Example 6, the degree of decomposition of acetic acid in the reaction medium, as estimated, is desirably reduced to a level of less than 0.03 kg per kilogram of CTA obtained. This is due to a reduced amount of suspension, more specifically, acetic acid, in the reaction vessel compared to Example 3.

В данном примере благоприятным для уменьшения сквозного перемешивания и для выгодного разбиения на ступени в отношении молекулярного кислорода и окисляемого соединения является соотношение Н:W. Однако по сравнению с примером 1 осевые скорости являются более высокими, что ускоряет сквозное перемешивание для заданного соотношения H:W. К счастью, меньшее значение STR приводит к уменьшению объемной потребности в переносе молекулярного кислорода из газа в жидкость; а повышенная величина удержания газа служит для увеличения способности к переносу молекулярного кислорода из газа в жидкость. В конечном счете, уровень получения нежелательных окрашенных побочных продуктов согласно оценке является сопоставимым с тем, что имеет место в примере 1.In this example, an H: W ratio is beneficial to reduce through mixing and to advantageously stage out the molecular oxygen and oxidizable compound. However, compared with example 1, the axial speeds are higher, which speeds up through mixing for a given ratio H: W. Fortunately, a lower value of STR leads to a decrease in the volumetric requirement for the transfer of molecular oxygen from gas to liquid; and increased gas retention serves to increase the ability to transfer molecular oxygen from gas to liquid. Ultimately, the level of production of undesirable colored by-products is estimated to be comparable to that of Example 1.

ПРИМЕР 7EXAMPLE 7

В данном примере реакционная емкость спроектирована для получения еще более высоких величин расхода газа на единицу сечения потока и удержания газа в соответствии с настоящим изобретением. Для ограничения захвата суспензии в отходящем газе верха реактора используют увеличенную увенчивающую зону отделения.In this example, the reaction vessel is designed to obtain even higher gas flow rates per unit flow cross section and gas retention in accordance with the present invention. To limit the capture of the suspension in the exhaust gas from the top of the reactor, an enlarged crowning separation zone is used.

Емкость барботажной колонны реакторного типа включает вертикальную цилиндрическую секцию, имеющую внутренний диаметр, равный 4,60 м. Высота от нижней TL до верхнего уровня поверхности цилиндрической секции составляет 60 м. На верхнем уровне поверхности данной цилиндрической секции имеется коническая секция, которая расходится до внутреннего диаметра 7 м при одновременном подъеме на высоту 2 м. Таким образом, наклон конической стенки составляет приблизительно 31° от вертикали. Коническую секцию увенчивает цилиндрическая секция отделения газа с внутренним диаметром 7 м. Высота верхней цилиндрической секции составляет 7 м. Емкость сверху и снизу оборудуют эллиптическими днищем и крышкой 2:1. Таким образом, объединенная высота реакционной емкости составляет приблизительно 71,9 м. Рабочий уровень располагается приблизительно на 61,2 м выше низа реакционной среды, что приводит к его нахождению поблизости от места сопряжения цилиндрической основы и расходящейся конической секции. Исходный подаваемый материал опять-таки распределяют в реакционной емкости поблизости от позиции на уровне по высоте, расположенном на 2 м выше низа реакционной среды, при использовании сборного модуля горизонтального распределителя, разработанного для обеспечения по существу однородного высвобождения исходного подаваемого материала по площади поперечного сечения, попадающего в пределы, очерченные радиусом 0,45× (внутренний диаметр). Подачу воздуха опять-таки осуществляют через распределитель с впускными отверстиями для окислителя, подобный тому, что продемонстрирован на фиг.12-15, а все отверстия для впуска окислителя располагаются ниже нижней TL нижней цилиндрической секции. Растворитель флегмы распределяют в виде капель по существу по всей площади поперечного сечения расширенной секции отделения.The capacity of the bubble column reactor column includes a vertical cylindrical section having an inner diameter of 4.60 m. The height from the lower TL to the upper level of the surface of the cylindrical section is 60 m. At the upper level of the surface of this cylindrical section there is a conical section that extends to the inner diameter 7 m while lifting to a height of 2 m. Thus, the slope of the conical wall is approximately 31 ° from the vertical. The conical section is crowned by a cylindrical gas separation section with an inner diameter of 7 m. The height of the upper cylindrical section is 7 m. The tank at the top and bottom is equipped with an elliptical bottom and a 2: 1 cover. Thus, the combined height of the reaction vessel is approximately 71.9 m. The operating level is located approximately 61.2 m above the bottom of the reaction medium, which leads to its location near the interface between the cylindrical base and the diverging conical section. The feed is again distributed in a reaction vessel close to a position at a height level 2 m above the bottom of the reaction medium, using a horizontal distributor assembly module designed to provide substantially uniform release of the feed to the source over the cross-sectional area within the boundaries defined by a radius of 0.45 × (inner diameter). The air supply is again carried out through a distributor with oxidant inlets, similar to that shown in FIGS. 12-15, and all oxidizer inlets are located below the lower TL of the lower cylindrical section. The phlegm solvent is distributed in the form of droplets over substantially the entire cross-sectional area of the expanded separation section.

Соотношение Н:W для реакционной среды и соотношение L:D для реакционной емкости составляют 13,3. Соотношение Х:D для реакционной емкости составляет 1,5. Соотношение L:Y для реакционной емкости составляет 5,7. Объем, занимаемый реакционной средой, составляет приблизительно 1000 м³, а реакционная емкость содержит приблизительно 320000 кг суспензии. Соотношение между массой суспензии и расходом исходного подаваемого материала, образуемого пара-ксилолом, составляет приблизительно 6,5 часа. Значение STR составляет приблизительно 49 кг пара-ксилола, подаваемого на 1 м³ реакционной среды в час. Разница давлений между низом реакционной среды и отходящим газом верха реактора, покидающим реакционную емкость, составляет приблизительно 0,19 МПа. Площадь вертикальной поверхности, находящейся в контакте с реакционной средой, составляет приблизительно 896 м², что представляет собой приблизительно 3,19·Wмин·Н. Соотношение между объемом реакционной среды и площадью вертикальной поверхности, находящейся в контакте с реакционной средой, составляет приблизительно 1,12 м. Относительно небольшая величина D приводит к получению расхода газовой фазы на единицу сечения потока на середине высоты реакционной среды, который приблизительно в 2 раза превышает расход на единицу сечения потока, используемый в примерах от 1 до 5. Однако расход газовой фазы на единицу сечения потока в расширенной секции отделения уменьшается до величины, приблизительно 0,85-кратной расходу на единицу сечения потока, использованному в примерах от 1 до 5. Величина удержания газа в позиции на серединном уровне по высоте для реакционной среды составляет приблизительно 0,7. В условиях данного примера степень разложения уксусной кислоты в реакционной среде согласно оценке желательным образом уменьшается до уровня, меньшего 0,03 кг/1 кг полученной СТА. Это обуславливается пониженным количеством суспензии, говоря более конкретно, уксусной кислоты, в реакционной емкости по сравнению с примером 3. Уровень содержания нежелательных окрашенных побочных продуктов согласно оценке составляет величину, меньшую, чем в примере 6, благодаря улучшенному разбиению на ступени и повышенному удерживанию газа.The H: W ratio for the reaction medium and the L: D ratio for the reaction vessel are 13.3. The X: D ratio for the reaction vessel is 1.5. The L: Y ratio for the reaction vessel is 5.7. The volume occupied by the reaction medium is approximately 1000 m ³ and the reaction vessel contains approximately 320,000 kg of suspension. The ratio between the mass of the suspension and the flow rate of the feed material formed by para-xylene is approximately 6.5 hours. The STR value is approximately 49 kg of para-xylene fed per 1 m ^{3 of} reaction medium per hour. The pressure difference between the bottom of the reaction medium and the exhaust gas from the top of the reactor leaving the reaction vessel is approximately 0.19 MPa. The vertical surface area in contact with the reaction medium is approximately 896 m ² , which is approximately 3.19 · Wmin · N. The ratio between the volume of the reaction medium and the vertical surface area in contact with the reaction medium is approximately 1.12 m. The relatively small value of D results in a gas phase flow rate per unit cross section of the flow at the middle of the height of the reaction medium, which is approximately 2 times higher the flow rate per unit cross-section of the stream used in the examples is from 1 to 5. However, the flow rate of the gas phase per unit cross-section of the flow in the expanded section of the compartment is reduced to a value of approximately 0.85 the flow rate per unit cross-section of the flow used in the examples from 1 to 5. The amount of gas retention in a position at a mid-level height for the reaction medium is approximately 0.7. Under the conditions of this example, the degree of decomposition of acetic acid in the reaction medium, as estimated, is desirably reduced to a level less than 0.03 kg / 1 kg of the obtained CTA. This is due to the reduced amount of suspension, more specifically, acetic acid, in the reaction vessel as compared with Example 3. The level of undesirable colored by-products is estimated to be less than in Example 6 due to improved staging and increased gas retention.

ПРИМЕР 8EXAMPLE 8

В данном примере реакционная емкость представляет собой то же самое, что и в примере 7, но рабочий уровень поднят до уровня, расположенного приблизительно на 63,2 м выше низа реакционной среды, что приводит к его нахождению поблизости от места сопряжения расходящейся конической секции и расширенной цилиндрической секции отделения газа. Это обеспечивает достижение различных преимуществ по сравнению с регулированием уровня в секции цилиндрической основы, включающих пониженную тенденцию к вспениванию и чрезмерно неудовлетворительной циркуляции в области верха реакционной среды.In this example, the reaction vessel is the same as in example 7, but the working level is raised to a level located approximately 63.2 m above the bottom of the reaction medium, which leads to its being located near the interface of the diverging conical section and expanded cylindrical gas separation section. This ensures the achievement of various advantages compared with the level control in the section of the cylindrical base, including a reduced tendency to foaming and excessively unsatisfactory circulation in the region of the top of the reaction medium.

Соотношение Н:W для реакционной среды составляет приблизительно 13,7, а соотношение L:D для реакционной емкости составляет 13,3. Объем, занимаемый реакционной средой, составляет приблизительно 1060 м³, а реакционная емкость содержит приблизительно 330000 кг суспензии. Соотношение между массой суспензии и расходом исходного подаваемого материала, образуемого пара-ксилолом, составляет приблизительно 6,8 часа. Значение STR составляет приблизительно 46 кг пара-ксилола, подаваемого на один кубический метр реакционной среды в час. Разница давлений между низом реакционной среды и отходящим газом верха реактора, покидающим реакционную емкость, составляет приблизительно 0,20 МПа. Площадь вертикальной поверхности, находящейся в контакте с реакционной средой, составляет приблизительно 953 м², что представляет собой приблизительно 3,39·Wмин·Н. Соотношение между объемом реакционной среды и площадью вертикальной поверхности, находящейся в контакте с реакционной средой, составляет приблизительно 1,11 м. Расход газовой фазы на единицу сечения потока на середине высоты реакционной среды приблизительно в 2 раза превышает расход на единицу сечения потока, используемый в примерах от 1 до 5. Величина удержания газа в позиции на серединном уровне по высоте для реакционной среды составляет приблизительно 0,7. В условиях данного примера степень разложения уксусной кислоты в реакционной среде согласно оценке желательным образом уменьшается до уровня, меньшего 0,03 кг на один килограмм полученной СТА. Это обуславливается пониженным количеством суспензии, говоря более конкретно, уксусной кислоты, в реакционной емкости по сравнению с примером 3. Уровень содержания нежелательных окрашенных побочных продуктов согласно оценке составляет величину, меньшую, чем в примере 6, благодаря улучшенным разбиению на ступени и удерживанию газа.The H: W ratio for the reaction medium is approximately 13.7, and the L: D ratio for the reaction vessel is 13.3. The volume occupied by the reaction medium is approximately 1060 m ³ and the reaction vessel contains approximately 330,000 kg of suspension. The ratio between the mass of the suspension and the flow rate of the feed material formed by para-xylene is approximately 6.8 hours. The STR value is approximately 46 kg of para-xylene fed per cubic meter of reaction medium per hour. The pressure difference between the bottom of the reaction medium and the exhaust gas from the top of the reactor leaving the reaction vessel is approximately 0.20 MPa. The vertical surface area in contact with the reaction medium is approximately 953 m ² , which is approximately 3.39 · Wmin · N. The ratio between the volume of the reaction medium and the vertical surface area in contact with the reaction medium is approximately 1.11 m. The flow rate of the gas phase per unit section of the stream at the middle of the height of the reaction medium is approximately 2 times higher than the rate per unit section of the stream used in the examples from 1 to 5. The amount of gas retention in a position at a mid-level height for the reaction medium is approximately 0.7. Under the conditions of this example, the degree of decomposition of acetic acid in the reaction medium, as estimated, is desirably reduced to a level of less than 0.03 kg per kilogram of the obtained CTA. This is due to the reduced amount of suspension, more specifically, acetic acid, in the reaction vessel as compared to Example 3. The level of undesirable colored by-products is estimated to be less than in Example 6 due to improved staging and gas retention.

ПРИМЕР 9EXAMPLE 9

В данном примере элементы, работающие под давлением, в реакционной емкости представляют собой то же самое, что и в примере 7, но внутренние элементы, используемые для введения окислителя и пара-ксилола, существенно модифицированы для обеспечения наличия множества разделенных по высоте позиций ввода для каждого.In this example, the elements operating under pressure in the reaction vessel are the same as in example 7, but the internal elements used to introduce the oxidizing agent and para-xylene are substantially modified to provide a plurality of height-separated input positions for each .

Емкость барботажной колонны реакторного типа включает тот же самый распределитель окислителя, в днище реакционной емкости, что и в примере 8. Однако через данный нижний распределитель вводят только 70% от общего потока газофазного окислителя. Другие 30% газофазного окислителя вводят через распределитель с впускными отверстиями для окислителя повышенного уровня расположения. Данное соотношение расходов задают контуры регулирования расхода, использующие регулирующие клапаны и датчики расхода, удобным образом расположенные на каналах подачи для сжатого воздуха вне реакционной емкости. Распределитель окислителя повышенного уровня расположения включает горизонтальный, соединенный под углом в 45° канал для течения квадратной формы вместо восьмиугольного канала, используемого в нижнем эллиптическом днище. Канал квадратной формы в удобном случае включает материалы трубопровода Schedule 10S с номиналом 14 дюймов. Расстояние от центра тяжести одной стороны до центра тяжести противоположной стороны составляет 1 метр. Распределитель окислителя повышенного уровня расположения включает приблизительно шестьдесят отверстий для высвобождения газофазного окислителя, из которых все имеют диаметр 0,03 м и располагаются поблизости от низа канала приблизительно на 14 м выше низа реакционной среды. Данный распределитель окислителя повышенного уровня расположения исполняет, по меньшей мере, две полезные функции. Во-первых, поток окислителя, испускаемый сверху вниз в реакционную среду, нарушает профиль осевой скорости, поднимающийся вдоль вертикальной оси симметрии цилиндрической секции. Это сказывается действие подходящей гидравлической перегородки, замедляющей распределение пара-ксилола в верхних областях реакционной среды, которое связано со снижением выхода в верхней области реактора и с уменьшением потребности в растворенном кислороде в данных областях. В позиции, расположенной на несколько метров выше впускного отверстия для окислителя повышенного уровня расположения, схема течения при естественной конвекции перестраивается до формирования стремительного движения снизу вверх вдоль центральной оси симметрии, но гидравлическая перегородка, тем не менее, является эффективной. Во-вторых, основную долю тепла реакции отводят из реакционной среды в результате испарения растворителя, а основная доля данного испарения имеет место поблизости от позиций подачи образуемого окислителем исходного подаваемого материала. В результате разделения по высоте позиции введения частей потока газофазного окислителя в реакционной среде регулируют вертикальный профиль температуры.The capacity of the bubble column reactor type includes the same oxidizer distributor at the bottom of the reaction vessel as in Example 8. However, only 70% of the total gas phase oxidizer stream is introduced through this lower distributor. Another 30% of the gas-phase oxidizing agent is introduced through the distributor with inlet openings for the oxidizing agent of an increased level of arrangement. This flow ratio is determined by flow control circuits using control valves and flow sensors conveniently located on the supply channels for compressed air outside the reaction vessel. The oxidizer distributor of an increased level of arrangement includes a horizontal channel connected at an angle of 45 ° for a square flow instead of the octagonal channel used in the lower elliptical bottom. The square channel conveniently includes materials for the Schedule 10S pipeline with a face value of 14 inches. The distance from the center of gravity of one side to the center of gravity of the opposite side is 1 meter. The elevated oxidizer distributor includes approximately sixty openings for the release of a gas phase oxidizer, of which all have a diameter of 0.03 m and are located near the bottom of the channel about 14 m above the bottom of the reaction medium. This oxidizer distributor of an increased level of location performs at least two useful functions. First, the oxidizer flow emitted from top to bottom in the reaction medium violates the axial velocity profile rising along the vertical axis of symmetry of the cylindrical section. This is affected by the action of a suitable hydraulic baffle, slowing down the distribution of para-xylene in the upper regions of the reaction medium, which is associated with a decrease in the yield in the upper region of the reactor and with a decrease in the need for dissolved oxygen in these regions. At a position a few meters above the inlet for the oxidizer of a higher level, the flow pattern during natural convection is reconstructed to form a rapid movement from the bottom up along the central axis of symmetry, but the hydraulic baffle is nevertheless effective. Secondly, the bulk of the reaction heat is removed from the reaction medium as a result of evaporation of the solvent, and the bulk of this evaporation takes place close to the feed positions of the feed material formed by the oxidizing agent. As a result of the height separation of the introduction position of the parts of the gas-phase oxidizer stream in the reaction medium, the vertical temperature profile is controlled.

Емкость барботажной колонны реакторного типа включает два распределителя с впускными отверстиями для пара-ксилола, подобные распределителю в примере 8. Нижний распределитель с впускными отверстиями для пара-ксилола располагают, обеспечивая по существу однородное высвобождение 50% жидкофазного исходного подаваемого материала по площади поперечного сечения, попадающего в пределы, очерченные радиусом 0,45× (внутренний диаметр) на уровне пониженного расположения, находящемся на 2 м выше низа реакционной среды. Верхний распределитель с впускными отверстиями для пара-ксилола располагают, обеспечивая по существу однородное высвобождение 50% жидкофазного исходного подаваемого материала по площади поперечного сечения, попадающего в пределы, очерченные радиусом 0,45× (внутренний диаметр) на уровне повышенного расположения, находящемся на 10 м выше низа реакционной среды. Данное соотношение расходов задают контуры регулирования расхода, использующие регулирующие клапаны и датчики расхода, удобным образом расположенные на каналах подачи для жидкофазного исходного подаваемого материала вне реакционной емкости.The reactor-type bubble column capacity includes two dispensers with para-xylene inlets similar to the dispenser in Example 8. A lower dispenser with para-xylene inlets is arranged to provide substantially uniform release of 50% of the liquid phase feed material over a cross-sectional area to the limits outlined by a radius of 0.45 × (inner diameter) at the level of a reduced location, located 2 m above the bottom of the reaction medium. An overhead distributor with para-xylene inlets is positioned to provide a substantially uniform release of 50% of the liquid phase feed material over a cross-sectional area falling within the boundaries defined by a radius of 0.45 × (inner diameter) at an elevated location of 10 m above the bottom of the reaction medium. This flow ratio is determined by flow control circuits using control valves and flow sensors conveniently located on the supply channels for the liquid-phase feed material outside the reaction vessel.

В данном примере рабочий уровень поднят до позиции, расположенной приблизительно на 63,7 м выше низа реакционной среды, что приводит к его нахождению непосредственно над расходящейся конической секцией и в расширенной цилиндрической секции отделения газа. Соотношение Н:W для реакционной среды составляет приблизительно 13,8, а соотношение L:D для реакционной емкости составляет 13,3. Объем, занимаемый реакционной средой, составляет приблизительно 1070 м³, а реакционная емкость содержит приблизительно 340000 кг суспензии. Соотношение между массой суспензии и расходом исходного подаваемого материала, образуемого пара-ксилолом, составляет приблизительно 6,9 часа. Значение STR составляет приблизительно 46 кг пара-ксилола, подаваемого на 1 м³ реакционной среды в час. Разница давлений между низом реакционной среды и отходящим газом верха реактора, покидающим реакционную емкость, составляет приблизительно 0,20 МПа. Площадь вертикальной поверхности, находящейся в контакте с реакционной средой, составляет приблизительно 975 м², что представляет собой приблизительно 3,47·Wмин·Н. Соотношение между объемом реакционной среды и площадью вертикальной поверхности, находящейся в контакте с реакционной средой, составляет приблизительно 1,10 м. Расход газовой фазы на единицу сечения потока на середине высоты реакционной среды приблизительно в 2 раза превышает расход на единицу сечения потока, используемый в примерах от 1 до 5.In this example, the operating level is raised to a position approximately 63.7 m above the bottom of the reaction medium, which leads to its location directly above the diverging conical section and in the expanded cylindrical gas separation section. The H: W ratio for the reaction medium is approximately 13.8, and the L: D ratio for the reaction vessel is 13.3. The volume occupied by the reaction medium is approximately 1070 m ³ and the reaction vessel contains approximately 340,000 kg of suspension. The ratio between the mass of the suspension and the flow rate of the feed material formed by para-xylene is approximately 6.9 hours. The STR value is approximately 46 kg of para-xylene fed per 1 m ^{3 of} reaction medium per hour. The pressure difference between the bottom of the reaction medium and the exhaust gas from the top of the reactor leaving the reaction vessel is approximately 0.20 MPa. The vertical surface area in contact with the reaction medium is approximately 975 m ² , which is approximately 3.47 · Wmin · N. The ratio between the volume of the reaction medium and the vertical surface area in contact with the reaction medium is approximately 1.10 m. The flow rate of the gas phase per unit cross section of the stream at the middle of the height of the reaction medium is approximately 2 times higher than the flow rate per unit cross section used in the examples from 1 to 5.

ПРИМЕР 10EXAMPLE 10

В данном примере реакционная емкость спроектирована имеющей на различных уровнях по высоте три различных диаметра цилиндра, при этом диаметр на среднем уровне по высоте является наименьшим. Данная конфигурация позволяет воспользоваться преимуществами нижней цилиндрической секции, где поток жидкого исходного подаваемого материала и газофазный окислитель впервые поступают в реактор, характеризующейся относительно большей массой жидкой фазы в связи с первоначальным разбавлением и проведением реакции для пара-ксилола там, где содержание кислорода все еще является более обогащенным; средней цилиндрической секции, где содержание молекулярного кислорода все более и более обедняется, характеризующейся относительно большими величиной удержания газа и скоростью массопереноса между газом и жидкостью; и верхней цилиндрической секции, которая представляет собой зону отделения газа, характеризующейся относительно пониженной скоростью газовой фазы в целях ограничения захвата суспензии в отходящем газе верха реактора.In this example, the reaction vessel is designed to have three different diameters of the cylinder at different levels in height, with the diameter at the average height level being the smallest. This configuration allows you to take advantage of the lower cylindrical section, where the liquid feed stream and the gas phase oxidizer first enter the reactor, which is characterized by a relatively large mass of the liquid phase in connection with the initial dilution and reaction for para-xylene where the oxygen content is still more enriched; the middle cylindrical section, where the content of molecular oxygen is increasingly depleted, characterized by relatively large values of gas retention and mass transfer rate between gas and liquid; and the upper cylindrical section, which is a gas separation zone, characterized by a relatively reduced velocity of the gas phase in order to limit the capture of the suspension in the exhaust gas of the top of the reactor.

Барботажная колонна включает три вертикальные цилиндрические секции различных диаметров. Самая нижняя цилиндрическая секция имеет внутренний диаметр, равный 6,46 м, что дает в результате расход газовой фазы на единицу сечения потока в данной секции, приблизительно равный расходу на единицу сечения потока из примера 1. Высота данной нижней цилиндрической секции от нижней TL до верхнего уровня поверхности составляет 8 м. На верхнем уровне поверхности данной нижней цилиндрической секции имеется коническая секция, которая сходится до внутреннего диаметра 4,5 м при одновременном подъеме на высоту 1 м. Таким образом, наклон конической стенки составляет приблизительно 44° от вертикали. Коническую секцию увенчивает средняя цилиндрическая секция, которая имеет внутренний диаметр, равный 4,5 м, что дает в результате расход газовой фазы на единицу сечения потока в данной секции, приблизительно в два раза превышающий расход на единицу сечения потока в самой нижней цилиндрической секции. Высота средней цилиндрической секции составляет 45 м. На верхнем уровне поверхности средней цилиндрической секции имеется коническая секция, которая расходится до внутреннего диаметра 7 м при одновременном подъеме на высоту 2 м. Таким образом, наклон конической стенки составляет приблизительно 32° от вертикали. Верхнюю коническую расходящуюся секцию увенчивает цилиндрическая секция отделения газа с внутренним диаметром 7 м. Высота верхней цилиндрической секции составляет 7 м. Емкость сверху и снизу оборудуют эллиптическими крышкой и днищем 2:1. Таким образом, объединенная высота реакционной емкости составляет приблизительно 66,4 м. Рабочий уровень располагается приблизительно на 57,6 м выше низа реакционной среды, что приводит к его нахождению поблизости от места сопряжения расходящейся конической секции и верхней цилиндрической секции. Исходный подаваемый материал опять-таки распределяют в реакционной емкости поблизости от позиции на уровне по высоте, расположенном на 2 м выше низа реакционной среды, при использовании сборного модуля горизонтального распределителя, разработанного для обеспечения по существу однородного высвобождения исходного подаваемого материала по площади поперечного сечения, попадающего в пределы, очерченные радиусом 0,45× (внутренний диаметр). Подачу воздуха опять-таки осуществляют через распределитель с впускными отверстиями для окислителя, подобный тому, что продемонстрирован на фиг.12-15, а все отверстия для впуска окислителя располагаются ниже нижней TL нижней цилиндрической секции. Растворитель флегмы распределяют в виде капель по существу по всей площади поперечного сечения верхней цилиндрической секции.The bubble column includes three vertical cylindrical sections of various diameters. The lowest cylindrical section has an inner diameter of 6.46 m, which results in a gas phase flow rate per unit section of the flow in this section, approximately equal to the flow rate per unit section of the stream from Example 1. The height of this lower cylindrical section from lower TL to upper the surface level is 8 m. At the upper surface level of this lower cylindrical section there is a conical section that converges to an internal diameter of 4.5 m while simultaneously rising to a height of 1 m. Thus, the slope of the conical Tenki is approximately 44 ° from the vertical. The conical section is crowned by a middle cylindrical section, which has an inner diameter of 4.5 m, which results in a gas phase flow rate per unit section of the flow in this section, approximately twice the flow rate per unit section of the flow in the lowest cylindrical section. The height of the middle cylindrical section is 45 m. At the upper level of the surface of the middle cylindrical section there is a conical section that diverges to an inner diameter of 7 m while simultaneously rising to a height of 2 m. Thus, the inclination of the conical wall is approximately 32 ° from the vertical. The upper conical diverging section is crowned by a cylindrical gas separation section with an inner diameter of 7 m. The height of the upper cylindrical section is 7 m. The tank at the top and bottom is equipped with an elliptical cover and bottom 2: 1. Thus, the combined height of the reaction vessel is approximately 66.4 m. The operating level is located approximately 57.6 m above the bottom of the reaction medium, which leads to its location near the interface between the diverging conical section and the upper cylindrical section. The feed is again distributed in a reaction vessel close to a position at a height level 2 meters above the bottom of the reaction medium, using a horizontal distributor assembly module designed to provide substantially uniform release of the feed as the cross-sectional area within the boundaries defined by a radius of 0.45 × (inner diameter). The air supply is again carried out through a distributor with oxidant inlets, similar to that shown in FIGS. 12-15, and all oxidizer inlets are located below the lower TL of the lower cylindrical section. The phlegm solvent is distributed in the form of droplets over substantially the entire cross-sectional area of the upper cylindrical section.

Объем, занимаемый реакционной средой, составляет приблизительно 1080 м³, а реакционная емкость содержит приблизительно 400000 кг суспензии. Соотношение между массой суспензии и расходом исходного подаваемого материала, образуемого пара-ксилолом, составляет приблизительно 8,1 часа. Значение STR составляет приблизительно 45 кг пара-ксилола, подаваемого на один кубический метр реакционной среды в час. Разница давлений между низом реакционной среды и отходящим газом верха реактора, покидающим реакционную емкость, составляет приблизительно 0,20 МПа. Площадь вертикальной поверхности, находящейся в контакте с реакционной средой, составляет приблизительно 944 м², что представляет собой приблизительно 3,64·Wмин·Н и приблизительно 2,34·Wмин·Н. Соотношение между объемом реакционной среды и площадью вертикальной поверхности, находящейся в контакте с реакционной средой, составляет приблизительно 1,14 м. Соотношение L_l:D_l составляет приблизительно 1,5:1. Соотношение L_u:D_u составляет приблизительно 10:1. Соотношение L_l:L_u составляет приблизительно 0,21:1. Соотношение X:D_l составляет приблизительно 1,1:1. Соотношение L_u:Y составляет приблизительно 4,2:1. Соотношение L_t:D_l составляет приблизительно 0,15:1.The volume occupied by the reaction medium is approximately 1080 m ³ and the reaction vessel contains approximately 400,000 kg of suspension. The ratio between the mass of the suspension and the flow rate of the feed material formed by para-xylene is approximately 8.1 hours. The STR value is approximately 45 kg of para-xylene supplied per cubic meter of reaction medium per hour. The pressure difference between the bottom of the reaction medium and the exhaust gas from the top of the reactor leaving the reaction vessel is approximately 0.20 MPa. The vertical surface area in contact with the reaction medium is approximately 944 m ² , which is approximately 3.64 · Wmin · N and approximately 2.34 · Wmin · N. The ratio between the volume of the reaction medium and the vertical surface area in contact with the reaction medium is approximately 1.14 m. The ratio L _l : D _l is approximately 1.5: 1. The ratio of L _u : D _u is approximately 10: 1. The ratio of L _l : L _u is approximately 0.21: 1. The ratio of X: D _l is approximately 1.1: 1. The ratio of L _u : Y is approximately 4.2: 1. The ratio of L _t : D _l is approximately 0.15: 1.

Больший диаметр в основании реактора обеспечивает нахождение большой массы суспензии поблизости от зоны введения исходного подаваемого материала, образуемого пара-ксилолом, где течение жидкости и перемешивание имеют достаточно важное значение для обеспечения разбавления исходного подаваемого материала во избежание образования сопряженных окрашенных ароматических примесей. Кроме того, данный больший диаметр обеспечивает нахождение большей доли реакционной среды под действием большего гидростатического давления столба суспензии, расположенной выше, что стимулирует увеличение парциального давления кислорода и массоперенос молекулярного кислорода из газа в жидкость. Удлиненная средняя цилиндрическая секция, характеризующаяся меньшим диаметром, обеспечивает разбиение на ступени в отношении реагентов и достижение большой величины удержания газа; это улучшает соответствие между потребностью в растворенном кислороде в реакции и подачей за счет массопереноса из поднимающейся газовой фазы, в которой кислород все более и более расходуется, а его парциальное давление уменьшается.The larger diameter at the base of the reactor allows a large mass of slurry to be located close to the introduction zone of the feed feed formed by para-xylene, where fluid flow and mixing are important enough to dilute the feed feed to avoid the formation of conjugated colored aromatic impurities. In addition, this larger diameter ensures that a larger proportion of the reaction medium is found under the action of a higher hydrostatic pressure of the suspension column located above, which stimulates an increase in the partial pressure of oxygen and mass transfer of molecular oxygen from gas to liquid. The elongated middle cylindrical section, characterized by a smaller diameter, provides a breakdown into steps in relation to the reagents and the achievement of a large amount of gas retention; this improves the correspondence between the need for dissolved oxygen in the reaction and the supply due to mass transfer from the rising gas phase, in which oxygen is increasingly consumed and its partial pressure decreases.

Изобретение было подробно описано с конкретной ссылкой на его предпочтительные варианты реализации, но необходимо понимать то, что в рамках объема и сущности изобретения возможна реализация и его вариаций и модификации.The invention has been described in detail with specific reference to its preferred embodiments, but it must be understood that within the scope and essence of the invention, it is possible to realize its variations and modifications.

Claims

1. Способ, включающий окисление окисляемого соединения в жидкой фазе многофазной реакционной среды, содержащейся в барботажной колонне реакторного типа, где разница давлений между верхом и низом упомянутой реакционной среды составляет, по меньшей мере, приблизительно 1 бар.1. A method comprising oxidizing an oxidizable compound in the liquid phase of a multiphase reaction medium contained in a bubble column reactor, wherein the pressure difference between the top and bottom of said reaction medium is at least about 1 bar.

2. Способ по п.1, где усредненный по времени расход на единицу сечения потока для упомянутой реакционной среды на половине высоты выдерживают в диапазоне от приблизительно 0,8 до приблизительно 5 м/с.2. The method according to claim 1, where the time-averaged flow rate per unit flow cross section for said reaction medium at half height is maintained in the range from about 0.8 to about 5 m / s.

3. Способ по п.1, где упомянутая реакционная среда имеет максимальную высоту Н, равную, по меньшей мере, приблизительно 30 м, где упомянутая реакционная среда имеет максимальную ширину W, где упомянутая реакционная среда характеризуется соотношением H:W, равным, по меньшей мере, приблизительно 6:1, где общий объем упомянутой реакционной среды превышает приблизительно 250 м³.3. The method according to claim 1, where said reaction medium has a maximum height H equal to at least about 30 m, where said reaction medium has a maximum width W, where said reaction medium has an H: W ratio of at least at least about 6: 1, where the total volume of said reaction medium exceeds about 250 m ³ .

4. Способ по п.1, где упомянутая барботажная колонна реакторного типа обеспечивает получение терефталевой кислоты с производительностью, равной, по меньшей мере, приблизительно 400 т/день.4. The method according to claim 1, where the aforementioned bubble column reactor type provides terephthalic acid with a capacity equal to at least about 400 t / day.

5. Способ по п.1, где разница давлений между верхом и низом упомянутой реакционной среды составляет, по меньшей мере, приблизительно 1,4 бар, где усредненный по времени расход на единицу сечения потока для упомянутой реакционной среды на половине высоты выдерживают в диапазоне от приблизительно 0,9 до приблизительно 3 м/с.5. The method according to claim 1, where the pressure difference between the top and bottom of said reaction medium is at least about 1.4 bar, where the time-averaged flow rate per unit cross-section of the flow for said reaction medium at half height is kept in the range from from about 0.9 to about 3 m / s.

6. Способ по п.5, где упомянутая реакционная среда характеризуется максимальной шириной W, равной, по меньшей мере, приблизительно 3,25 м, и соотношением H:W в диапазоне от приблизительно 8:1 до приблизительно 20:1, где общий объем упомянутой реакционной среды превышает приблизительно 500 м³.6. The method according to claim 5, where the aforementioned reaction medium is characterized by a maximum width W equal to at least about 3.25 m, and a H: W ratio in the range from about 8: 1 to about 20: 1, where the total volume said reaction medium exceeds about 500 m ³ .

7. Способ по п.1, где усредненный по времени расход на единицу сечения потока для упомянутой реакционной среды на одной четверти высоты, половине высоты и трех четвертях высоты выдерживают в диапазоне от 1 до 2 м/с.7. The method according to claim 1, where the time-averaged flow rate per unit cross-section of the flow for said reaction medium at one quarter of the height, half of the height, and three quarters of the height is maintained in the range from 1 to 2 m / s.

8. Способ по п.7, где упомянутая реакционная среда характеризуется максимальной шириной W и соотношением H:W в диапазоне от 9:1 до 15:1, где общий объем упомянутой реакционной среды превышает приблизительно 1000 м³.8. The method according to claim 7, where said reaction medium is characterized by a maximum width W and a H: W ratio in the range from 9: 1 to 15: 1, where the total volume of said reaction medium exceeds approximately 1000 m ³ .

9. Способ по п.1, где упомянутый способ дополнительно включает введение в упомянутую барботажную колонну реакторного типа потока преимущественно жидкофазного исходного подаваемого материала, содержащего упомянутое окисляемое соединение.9. The method according to claim 1, where the aforementioned method further comprises introducing into the said bubble column reactor-type stream a predominantly liquid phase feed material containing said oxidizable compound.

10. Способ по п.9, где упомянутое окисляемое соединение поступает в упомянутую барботажную колонну реакторного типа при массовом расходе, равном, по меньшей мере, приблизительно 11000 кг/ч.10. The method according to claim 9, where the aforementioned oxidizable compound enters the aforementioned bubble column reactor type at a mass flow rate equal to at least about 11000 kg / h

11. Способ по п.9, где упомянутое окисляемое соединение поступает в упомянутую барботажную колонну реакторного типа при скорости реакции за один проход в единицу времени в диапазоне от приблизительно 25 до приблизительно 400 кг/м³·ч.11. The method according to claim 9, where the aforementioned oxidizable compound enters the aforementioned bubble column reactor type at a reaction rate in one pass per unit time in the range from about 25 to about 400 kg / m ³ · h

12. Способ по п.9, где упомянутым окисляемым соединением является пара-ксилол, где упомянутый пара-ксилол поступает в упомянутую барботажную колонну реакторного типа при массовом расходе в диапазоне от приблизительно 20000 до приблизительно 100000 кг/ч, где упомянутый пара-ксилол поступает в упомянутую барботажную колонну реакторного типа при скорости реакции за один проход в единицу времени в диапазоне от приблизительно 35 до приблизительно 150 кг/м³·ч, где упомянутая барботажная колонна реакторного типа обеспечивает получение терефталевой кислоты с производительностью, равной, по меньшей мере, 700 т в день.12. The method according to claim 9, wherein said oxidizable compound is para-xylene, wherein said para-xylene enters said reactor-type bubbler column at a mass flow rate in the range of about 20,000 to about 100,000 kg / h, where said para-xylene enters to said bubble column reactor type at a reaction rate in one pass per unit time in the range from about 35 to about 150 kg / m ³ · h, where said bubble column column reactor provides terephthalic ki slots with a capacity of at least 700 tons per day.

13. Способ по п.9, где упомянутый способ дополнительно включает введение в упомянутую барботажную колонну реакторного типа потока преимущественно газофазного окислителя, содержащего молекулярный кислород.13. The method according to claim 9, where the aforementioned method further comprises introducing into the said bubble column reactor-type stream a predominantly gas-phase oxidizing agent containing molecular oxygen.

14. Способ по п.13, где соотношение между массовым расходом упомянутого потока окислителя и массовым расходом упомянутого окисляемого соединения находится в диапазоне от приблизительно 0,5:1 до приблизительно 20:1.14. The method according to item 13, where the ratio between the mass flow rate of the aforementioned stream of oxidizing agent and the mass flow rate of the aforementioned oxidizable compounds is in the range from about 0.5: 1 to about 20: 1.

15. Способ по п.13, где упомянутая реакционная среда имеет максимальную высоту Н, где, по меньшей мере, приблизительно 30 мас.% от упомянутого окисляемого соединения поступают в упомянутую зону реакции в пределах приблизительно 1,5Н от самой низкой позиции, в которой в упомянутую зону реакции поступает упомянутый молекулярный кислород.15. The method according to item 13, where said reaction medium has a maximum height H, where at least about 30 wt.% Of said oxidizable compounds enter the reaction zone within about 1.5 N from the lowest position in which said molecular oxygen enters said reaction zone.

16. Способ по п.14, где упомянутая реакционная среда имеет максимальную высоту Н, где основная часть упомянутого молекулярного кислорода поступает в упомянутую зону реакции в пределах приблизительно 0,025Н от низа упомянутой зоны реакции.16. The method of claim 14, wherein said reaction medium has a maximum height H, where the bulk of said molecular oxygen enters said reaction zone within about 0.025H from the bottom of said reaction zone.

17. Способ по п.16, где, по меньшей мере, приблизительно 50 мас.% от упомянутого окисляемого соединения поступают в упомянутую зону реакции в пределах приблизительно 2,5Н от самой низкой позиции, в которой в упомянутую зону реакции поступает упомянутый молекулярный кислород.17. The method according to clause 16, where at least about 50 wt.% From the said oxidizable compounds enter the said reaction zone within about 2.5 N from the lowest position at which the said molecular oxygen enters the said reaction zone.

18. Способ по п.1, где упомянутая барботажная колонна реакторного типа определяет зону отделения, расположенную выше упомянутой реакционной среды, где упомянутая реакционная среда имеет максимальную ширину W, где упомянутая зона отделения имеет максимальную ширину X, где упомянутая барботажная колонна реакторного типа характеризуется соотношением X:W в диапазоне от приблизительно 0,8:1 до приблизительно 4:1.18. The method according to claim 1, where said reactor-type bubbler column defines a separation zone located above said reaction medium, where said reaction medium has a maximum width W, where said separation zone has a maximum width X, where said reactor-type bubbler column is characterized by the ratio X: W in the range of about 0.8: 1 to about 4: 1.

19. Способ по п.18, где упомянутая барботажная колонна реакторного типа характеризуется соотношением X:W в диапазоне от 1,1:1 до приблизительно 2:1.19. The method according to p. 18, where the aforementioned bubble column reactor type is characterized by a ratio of X: W in the range from 1.1: 1 to about 2: 1.

20. Способ по п.18, где упомянутая барботажная колонна реакторного типа включает распределитель среды орошения, расположенный в упомянутой зоне отделения, где упомянутый способ дополнительно включает распределение потока жидкой среды орошения в упомянутой зоне отделения при использовании упомянутого распределителя среды орошения.20. The method of claim 18, wherein said reactor type bubbler column comprises an irrigation medium distributor located in said separation zone, where said method further comprises distributing a stream of liquid irrigation medium in said separation zone using said irrigation medium distributor.

21. Способ по п.20, где упомянутый распределитель среды орошения распределяет упомянутый поток жидкой среды орошения таким образом, чтобы поток среды орошения оказывал бы воздействие, по меньшей мере, на приблизительно 75% от максимальной площади горизонтального поперечного сечения упомянутой зоны отделения.21. The method of claim 20, wherein said irrigation medium distributor distributes said stream of liquid irrigation medium so that the stream of irrigation medium has an effect of at least about 75% of the maximum horizontal cross-sectional area of said separation zone.

22. Способ по п.1, где давление в области верха упомянутой реакционной среды находится в диапазоне от приблизительно 1 до приблизительно 20 бар избыточного давления.22. The method according to claim 1, where the pressure at the top of said reaction medium is in the range of from about 1 to about 20 bar gauge pressure.

23. Способ по п.1, где давление в области верха упомянутой реакционной среды находится в диапазоне от приблизительно 2 до приблизительно 12 бар избыточного давления.23. The method according to claim 1, where the pressure at the top of said reaction medium is in the range of from about 2 to about 12 bar gauge pressure.

24. Способ по п.1, где упомянутое окисление в упомянутой барботажной колонне реакторного типа приводит к образованию в упомянутой реакционной среде терефталевой кислоты, где упомянутый способ дополнительно включает проведение, по меньшей мере, для части упомянутой терефталевой кислоты окисления в реакторе вторичного окисления.24. The method according to claim 1, where said oxidation in said bubble column reactor type results in the formation of terephthalic acid in said reaction medium, where said method further comprises carrying out at least a portion of said terephthalic acid oxidation in a secondary oxidation reactor.

25. Способ по п.24, где упомянутое окисление в упомянутом реакторе вторичного окисления проводят при средней температуре, по меньшей мере, приблизительно на 10°С превышающей соответствующий параметр для упомянутого окисления в упомянутой барботажной колонне реакторного типа.25. The method according to paragraph 24, where the aforementioned oxidation in said secondary oxidation reactor is carried out at an average temperature of at least about 10 ° C higher than the corresponding parameter for said oxidation in said bubble column reactor type.

26. Способ по п.24, где упомянутое окисление в упомянутом реакторе вторичного окисления проводят при средней температуре, превышающей среднюю температуру для упомянутой барботажной колонны реакторного типа на величину в диапазоне от приблизительно 20 до приблизительно 80°С, где упомянутое окисление в упомянутой барботажной колонне реакторного типа проводят при средней температуре в диапазоне от приблизительно 140 до приблизительно 180°С, где упомянутое окисление в упомянутом реакторе вторичного окисления проводят при средней температуре в диапазоне от приблизительно 180 до приблизительно 220°С.26. The method according to paragraph 24, where the said oxidation in said secondary oxidation reactor is carried out at an average temperature exceeding the average temperature for said bubble column reactor type by a value in the range from about 20 to about 80 ° C, where said oxidation in said bubble column the reactor type is carried out at an average temperature in the range of from about 140 to about 180 ° C, where said oxidation in said secondary oxidation reactor is carried out at an average temperature in a range of from about 180 to about 220 ° C.

27. Способ по п.1, где упомянутое окисление приводит к образованию в упомянутой реакционной среде частиц сырой неочищенной терефталевой кислоты, где представительный образец упомянутых частиц сырой неочищенной терефталевой кислоты демонстрирует наличие одной или нескольких следующих далее характеристик:
(i) содержание менее чем приблизительно 12 м.д. мас. 4,4-дикарбоксистильбена (4,4-DCS),
(ii) содержание менее чем приблизительно 800 м.д. мас. изофталевой кислоты (IPA),
(iii) содержание менее чем приблизительно 100 м.д. мас. 2,6-дикарбоксифлуоренона (2,6-DCF),
(iv) наличие процентного пропускания в области 340 нм (% Т₃₄₀), превышающего приблизительно 25.27. The method according to claim 1, where said oxidation leads to the formation of crude crude terephthalic acid particles in said reaction medium, where a representative sample of said crude crude terephthalic acid particles shows the presence of one or more of the following characteristics:
(i) a content of less than about 12 ppm. wt. 4,4-dicarboxylstilbene (4,4-DCS),
(ii) a content of less than approximately 800 ppm. wt. isophthalic acid (IPA),
(iii) a content of less than about 100 ppm. wt. 2,6-dicarboxyfluorenone (2,6-DCF),
(iv) the presence of percent transmittance in the region of 340 nm (% T ₃₄₀ ) in excess of approximately 25.

28. Барботажная колонна реакторного типа, предназначенная для проведения реакции между преимущественно жидкофазным потоком и преимущественно газофазным потоком, включающая корпус, включающий секцию реакции и секцию отделения, где упомянутая секция реакции определяет удлиненную зону реакции, имеющую максимальный диаметр D и максимальную длину L величиной, равной, по меньшей мере, приблизительно 30 м, при этом упомянутая зона реакции характеризуется наличием нормально верхнего и нижнего уровней поверхностей, разнесенных друг от друга на упомянутую длину L, где упомянутая секция отделения располагается выше упомянутой секции реакции, и она определяет зону отделения через текучую среду, находящуюся в сообщении с упомянутой зоной реакции, где упомянутая зона отделения имеет максимальный диаметр Х и максимальную высоту Y, и где упомянутый корпус характеризуется соотношением X:D, равным, по меньшей мере, приблизительно 1,1:1.28. A reactor-type bubbler column designed to carry out a reaction between a predominantly liquid phase stream and a predominantly gas phase stream, comprising a housing including a reaction section and a separation section, wherein said reaction section defines an elongated reaction zone having a maximum diameter D and a maximum length L of equal to at least about 30 m, while said reaction zone is characterized by the presence of normally upper and lower levels of surfaces spaced apart from each other by the indicated length L, where said separation section is located above said reaction section, and it defines a separation zone through a fluid in communication with said reaction zone, where said separation zone has a maximum diameter X and a maximum height Y, and where said housing is characterized by the ratio X: D equal to at least about 1.1: 1.

29. Барботажная колонна реакторного типа по п.28, где упомянутая зона реакции характеризуется соотношением L:D, равным, по меньшей мере, приблизительно 6:1.29. The bubble column reactor type according to claim 28, wherein said reaction zone is characterized by an L: D ratio of at least about 6: 1.

30. Барботажная колонна реакторного типа по п.28, где упомянутая барботажная колонна реакторного типа характеризуется соотношением L:Y в диапазоне от приблизительно 2:1 до приблизительно 24:1.30. The bubble column reactor type according to claim 28, where said bubble column reactor type is characterized by a ratio of L: Y in the range from about 2: 1 to about 24: 1.

31. Барботажная колонна реакторного типа по п.28, где упомянутая зона реакции характеризуется общим объемом, равным, по меньшей мере, приблизительно 250 м³.31. The bubble column reactor type according to claim 28, wherein said reaction zone is characterized by a total volume of at least about 250 m ³ .

32. Барботажная колонна реакторного типа по п.28, где упомянутая реакционная зона характеризуется соотношением L:D в диапазоне от приблизительно 8:1 до приблизительно 20:1, где упомянутая барботажная колонна реакторного типа характеризуется соотношением L:Y в диапазоне от приблизительно 3:1 до приблизительно 20:1, где упомянутая зона реакции характеризуется общим объемом, равным, по меньшей мере, приблизительно 500 м³.32. The reactor type bubble column according to claim 28, wherein said reaction zone is characterized by an L: D ratio in the range of from about 8: 1 to about 20: 1, where said reactor type bubble column is characterized by an L: Y ratio in the range of from about 3: 1 to about 20: 1, wherein said reaction zone is characterized by a total volume of at least about 500 m ³ .

33. Барботажная колонна реакторного типа по п.28, где упомянутая зона реакции характеризуется общим объемом, равным, по меньшей мере, приблизительно 1000 м³.33. The bubble column reactor type according to claim 28, wherein said reaction zone is characterized by a total volume of at least about 1000 m ³ .

34. Барботажная колонна реакторного типа по п.28, где упомянутая барботажная колонна реакторного типа дополнительно включает распределитель среды орошения, расположенный в упомянутой секции отделения и функционирующий, обеспечивая выпуск потока жидкой среды орошения в направлении упомянутой зоны реакции.34. The reactor-type bubbler column of claim 28, wherein said reactor-type bubbler column further includes an irrigation medium distributor located in said separation section and operating to permit the flow of liquid irrigation medium to flow towards said reaction zone.

35. Барботажная колонна реакторного типа по п.34, где упомянутый распределитель среды орошения сконфигурирован для обеспечения выпуска упомянутого потока жидкой среды орошения таким образом, чтобы выпущенный поток жидкой среды орошения оказывал бы воздействие, по меньшей мере, на приблизительно 75% от максимальной площади горизонтального поперечного сечения упомянутой зоны отделения.35. The reactor type bubble column according to claim 34, wherein said irrigation medium distributor is configured to discharge said liquid irrigation medium stream so that the released liquid irrigation medium stream has an effect of at least about 75% of the maximum horizontal area a cross section of said separation zone.

36. Барботажная колонна реакторного типа по п.28, где упомянутый реактор дополнительно включает одно или несколько отверстий для газа, предназначенных для введения упомянутого газофазного потока в упомянутую зону реакции, где основная часть площади общего реального сечения, определенного всеми упомянутыми отверстиями для газа, располагается в пределах приблизительно 0,25D от упомянутого нормально нижнего уровня поверхности упомянутой зоны реакции.36. The bubble column reactor type according to claim 28, wherein said reactor further comprises one or more gas openings for introducing said gas-phase stream into said reaction zone, where the main part of the total real cross-sectional area defined by all said gas openings is within about 0.25 D from said normally lower surface level of said reaction zone.

37. Барботажная колонна реакторного типа по п.36, где, по существу, вся площадь общего реального сечения, определенного всеми упомянутыми отверстиями для газа, располагается в пределах от приблизительно 0,022L до приблизительно 0,25D от упомянутого нормально нижнего уровня поверхности упомянутой зоны реакции.37. The bubble column reactor type according to clause 36, where, essentially, the entire area of the total real section defined by all of the mentioned gas holes is in the range from about 0.022L to about 0.25D from said normally lower surface level of said reaction zone .

38. Барботажная колонна реакторного типа по п.36, где упомянутый реактор дополнительно включает одно или несколько отверстий для жидкости, предназначенных для введения упомянутого жидкофазного потока в упомянутую зону реакции, где, по меньшей мере, приблизительно 30% от площади общего реального сечения, определенного всеми упомянутыми отверстиями для жидкости, располагается в пределах приблизительно 1,5D от отверстия для газа, расположенного ближе всего к упомянутому нормально нижнему уровню поверхности.38. The bubble column reactor type according to clause 36, where the aforementioned reactor further includes one or more holes for liquid, intended for the introduction of the aforementioned liquid-phase flow in the aforementioned reaction zone, where at least about 30% of the total real cross-sectional area defined all of said liquid openings is within about 1.5 D from the gas opening closest to said normally lower surface level.

39. Барботажная колонна реакторного типа по п.36, где упомянутый реактор дополнительно включает одно или несколько отверстий для жидкости, предназначенных для введения упомянутого жидкофазного потока в упомянутую зону реакции, где, по меньшей мере, два из упомянутых отверстий для жидкости разнесены одно от другого, по меньшей мере, на приблизительно 0,5D. 39. The bubble column reactor type according to clause 36, where the aforementioned reactor further includes one or more openings for liquid, intended for the introduction of the above-mentioned liquid-phase flow in said reaction zone, where at least two of the said openings for liquid are spaced from one another at least about 0.5D.