專利名稱：具有側線采出次級反應器的氧化系統(tǒng)的制作方法
具有側線采出次級反應器的氧化系統(tǒng)相關申請的交叉引用
本申請要求編號如下的三項美國臨時申請的優(yōu)先權編號61/299，450、2010年I月29日提交、名稱為“具有側線采出次級反應器的氧化系統(tǒng)”的美國臨時申請；編號61/299，453、2010年I月29日提交、名稱為“具有側線采出次級反應器的氧化系統(tǒng)”的美國臨時申請；和編號61/299，455、2010年I月29日提交、名稱為“具有側線采出次級反應器的氧化系統(tǒng)”的美國臨時申請，在不與本文的表述相矛盾的前提下，通過引用方式將它們的公開內容全部并入本文。
背景技術：
I.技術領域 本發(fā)明一般地涉及多元羧酸組合物的生產方法。本發(fā)明的ー個方面涉及使ニ烴基芳族化合物(如對ニ甲苯)部分氧化以生產粗芳族ニ羧酸(如粗對苯ニ甲酸)，其隨后可進行提純和分離。本發(fā)明的另一方面涉及改進的提供更有效和經濟的氧化過程的反應器系統(tǒng)。2.相關技術的說明
液相氧化反應應用在各種現(xiàn)有的エ業(yè)化生產過程中。例如，液相氧化目前用于將醛氧化成酸(如丙醛至丙酸)，將環(huán)己烷氧化成己ニ酸，以及將烷基芳烴氧化成醇、酸或ニ元酸。后ー類(烷基芳烴氧化)中特別重要的エ業(yè)氧化過程是對ニ甲苯到對苯ニ甲酸的液相催化部分氧化。對苯ニ甲酸是具有眾多應用的重要化合物。對苯ニ甲酸的主要用途是作為生產聚對苯ニ甲酸こニ醇酯(“PET”)的原料。PET是ー種公知的塑料，它在全世界大量使用用于制造產品如瓶子、纖維和包裝。在典型的液相氧化工藝中，包括對ニ甲苯到對苯ニ甲酸的部分氧化中，液相原料流和氣相氧化劑流被引入到反應器中，并在反應器中形成多相反應介質。引入反應器中的液相原料流包含至少ー種可氧化的有機化合物(如對ニ甲苯)，而氣相氧化劑流包含分子氧。以氣體形式引入反應器中的分子氧的至少一部分溶解到反應介質的液相中，以為液相反應提供氧可得性。如果多相反應介質的液相包含的分子氧濃度不足(即，反應介質的某些部分是“氧-缺乏的”)，那么不希望的副反應會產生雜質，并且/或者預想的反應在速率上會延緩。如果反應介質的液相包含太少的可氧化化合物，那么反應速率可能會不希望地緩慢。此外，如果反應介質的液相包含過高濃度的可氧化化合物，那么附加的不希望的副反應會產生雜質。常規(guī)的液相氧化反應器裝配有用于混合其內包含的多相反應介質的攪拌裝置。提供反應介質的攪拌是為了促進分子氧溶解到反應介質的液相中，在反應介質的液相中維持相對均勻的溶解氧濃度、并且在反應介質的液相中維持相對均勻的可氧化有機化合物的濃度。發(fā)生液相氧化的反應介質的攪拌通常是通過容器中的機械攪拌裝置提供的，例如連續(xù)攪拌釜式反應器(“CSTRs”)。雖然CSTRs可提供反應介質的充分混合，但是CSTRs具有許多缺陷。例如，CSTRs具有比較高的造價，因為它們需要昂貴的馬達、液體-密封的軸承和傳動軸，和/或復雜的攪拌機構。并且，常規(guī)CSTRs的旋轉和/或振動機械部件需要定期維護。這種維護所關聯(lián)的人工和停エ時間増加了 CSTRs的操作費用。然而，即使定期維護，CSTRs采用的機械攪拌系統(tǒng)也容易發(fā)生機械故障，并且在較短的時間內就需要更換。泡罩塔反應器提供了 CSTRs及其它機械攪拌式氧化反應器的有吸引力的替代裝置。泡罩塔反應器無需昂貴的和不可靠的機械設備即可提供反應介質的攪拌。泡罩塔反應器通常包括內部包含反應介質的長形垂直反應區(qū)。反應區(qū)內的反應介質的攪拌主要由上升通過反應介質液相的氣泡的自然浮力提供。相對于機械攪拌式反應器，泡罩塔反應器中提供的這種自然浮力攪拌降低了造價和維護費用。并且，泡罩塔反應器基本上不存在移動的機械部件，因而提供了相比機械攪拌式反應器更不容易發(fā)生機械故障的氧化系統(tǒng)。當在常規(guī)氧化反應器(CSTR或泡罩塔)中進行對ニ甲苯的液相部分氧化時，從反應器排出的產物通常為包括粗對苯ニ甲酸(“CTA”)和母液的漿料。CTA包含較高水平的雜質(如4-對羧基苯甲醛、對甲苯甲酸、芴酮及其它發(fā)色體)，這些雜質使得它不適合作為PET的生產原料。因此，在常規(guī)氧化反應器中生產的CTA通常要經歷提純過程，該過程使CTA轉變?yōu)檫m用于制造PET的純化的對苯ニ甲酸(“PTA”)。 雖然在液相氧化反應領域中已經取得了進步，但是仍然需要改進。

發(fā)明內容
本發(fā)明的一個實施方式涉及通過使?jié){料與氣相氧化劑接觸來生產多元羧酸的系統(tǒng)。該實施方式的系統(tǒng)包括初級氧化反應器和次級氧化反應器，初級氧化反應器包括第一漿料出ロ，次級氧化反應器包括漿料入口和第二漿料出ロ。在該實施方式中，漿料入ロ與第一漿料出口下游側流體流連通；次級氧化反應器在其內限定了具有最大長度Ls和最大直徑Ds的次級反應區(qū)，且漿料入口距次級反應區(qū)底部的距離在約0. 3LS至約0. 9LS的范圍。本發(fā)明的另ー實施方式涉及制造多元羧酸組合物的方法。該實施方式的方法包括(a)使包含可氧化化合物的第一多相反應介質在初級氧化反應器內限定的初級反應區(qū)中氧化，從而產生第一漿料；和(b)使第一漿料的至少一部分在次級氧化反應器內限定的次級反應區(qū)中與氣相氧化劑接觸，從而產生第二漿料。在該實施方式中，次級反應區(qū)具有最大長度Ls和最大直徑Ds，并且第一漿料的至少一部分在距次級反應區(qū)底部的距離在約0. 3LS至約0. 9LS范圍的漿料入口區(qū)域引入次級反應區(qū)內。


以下參照附圖對本發(fā)明的實施方式進行詳細說明，其中
圖I是根據(jù)本發(fā)明ー實施方式構建的氧化反應器的側視圖，特別圖示了原料、氧化劑和回流物流到反應器內的進給，多相反應介質在反應器內的存在，和氣體及漿料從反應器頂部和底部的分別排出；
圖2是配備有外部次級氧化反應器的泡罩塔反應器的側視圖，該次級氧化反應器接收來自初級氧化反應器的側線采出的漿料；
圖3是沿圖2中的3-3線截取的側線采出反應器的放大的截面仰視圖，特別圖示了用于向反應器內引入至少一部分氧化劑流的上部氧化劑噴灑器的位置和構造；
圖4是包含多相反應介質的泡罩塔反應器的側視圖，特別圖示了為量化反應介質中的某些梯度而在理論上分割為30個等體積的水平分層的反應介質；
圖5是包含多相反應介質的泡罩塔反應器的側視圖，特別圖示了第一和第二分離的20%連續(xù)體積的反應介質，它們具有差別很大的氧濃度和/或耗氧率；和圖6是本發(fā)明實施方式的PTA制備方法的簡化工藝流程圖。詳細說明
本發(fā)明的各種實施方式涉及可氧化化合物的液相部分氧化。這類氧化可在包含在一個或多個攪拌式反應器內的多相反應介質的液相中進行。適合的攪拌式反應器包括，例如氣泡-攪拌式反應器(如泡罩塔反應器)、機械攪拌式反應器(如連續(xù)攪拌釜式反應器)和流動攪拌式反應器(如射流反應器)。在一種或多種實施方式中，液相氧化可使用至少ー個 泡罩塔反應器來進行。在本文中使用時，術語“泡罩塔反應器”表示用于促進多相反應介質中的化學反應的反應器，其中反應介質的攪拌主要是由氣泡穿過反應介質的向上運動提供的。在本文中使用吋，術語“攪拌”表示散逸到反應介質中引起流體流動和/或混合的操作。在本文中使用吋，術語“多數(shù)”、“主要”和“大部分”表示超過50%。在本文中使用吋，術語“機械攪拌”表示反應介質的攪拌是由抵靠反應介質或者位于反應介質內部的剛性或撓性元件的機械運動引起的。例如，機械攪拌可由位于反應介質中的內置攪拌器、槳葉、振動器或聲學振動膜的旋轉、振蕩和/或振動提供。在本文中使用時，術語“流動攪拌”表示反應介質的攪拌是由ー種或多種流體在反應介質中的高速噴射和/或環(huán)流引起的。例如，流動攪拌可由噴嘴、射流器和/或噴射器提供。在各種實施方式中，氧化期間在泡罩塔反應器中由機械和/或流動攪拌提供的反應介質的攪拌部分可小于約40%，小于約20%，或者小于5%。此外，氧化期間給予多相反應介質的機械和/或流動攪拌量可小于約3千瓦每立方米反應介質，小于約2千瓦每立方米，或者小于I千瓦每立方米?，F(xiàn)在參見圖I，泡罩塔反應器20圖示為包括具有反應段24和脫離段26的容器殼體22。反應段24限定了反應區(qū)28，而脫離段26限定了脫離區(qū)30。大部分液相原料流可經由進料ロ 32a，b，c，d引入反應區(qū)28。大部分氣相氧化劑流可經由位于反應區(qū)28下部的氧化劑噴灑器34引入反應區(qū)28內。液相原料流和氣相氧化劑流在反應區(qū)28內共同形成多相反應介質36。在各種實施方式中，多相反應介質36可包含液相和氣相。在其它各種實施方式中，多相反應介質36可包含具有固相、液相和氣相組分的三相介質。反應介質36的固相組分可作為在反應介質36的液相中進行的氧化反應的結果沉淀在反應區(qū)28內。泡罩塔反應器20包括靠近反應區(qū)28底部設置的漿料出ロ 38，和靠近脫離區(qū)30頂部設置的氣體出ロ 40。包括反應介質36的液相和固相組分的漿料排出物可經由漿料出ロ 38從反應區(qū)28排出，而大部分廢氣可經由氣體出ロ 40從脫離區(qū)30排出。經由進料ロ 32a，b, c, d引入泡罩塔反應器20的液相原料流可以包括可氧化化合物、溶劑和催化劑體系。存在于液相原料流中的可氧化化合物可包含至少ー個烴基。在各種實施方式中，可氧化化合物可以是芳族化合物。并且，可氧化化合物可以是具有至少ー個附連的烴基或至少ー個附連的取代烴基或至少ー個附連的雜原子或至少ー個附連的羧酸官能團(-C00H)的芳族化合物。在一種或多種實施方式中，可氧化化合物可以是具有至少ー個附連的烴基或至少ー個附連的取代烴基的芳族化合物，其中每ー附連基團包括I至5個碳原子。此外，可氧化化合物可以是具有正好兩個附連基團的芳族化合物，每ー附連基團包括正好ー個碳原子，并且由甲基和/或取代甲基和/或至多ー個羧基組成。適合用作可氧化化合物的化合物的例子包括但不限于對ニ甲苯、間ニ甲苯、對甲苯甲醛、間甲苯甲醛、對甲苯甲酸、間甲苯甲酸和/或こ醛。在一種或多種實施方式中，可氧化化合物為對ニ甲苯。本文所定義的“烴基”是僅鍵接到氫原子或者鍵接到其它碳原子的至少ー個碳原子。本文所定義的“取代烴基”是鍵接到至少ー個雜原子和至少ー個氫原子的至少ー個碳原子。本文所定義的“雜原子”是除碳和氫原子外的所有原子。本文所定義的芳族化合物包括芳環(huán)。這類芳族化合物可具有至少6個碳原子，并且在各種實施方式中，作為環(huán)部分可僅具有碳原子。這類芳環(huán)的適合例子包括但不局限于苯、聯(lián)苯、三聯(lián)苯、萘及其它碳基稠合芳環(huán)。如果存在于液相原料流中的可氧化化合物是通常為固體的化合物(即在標準溫 度和壓カ下為固體)，那么當引入反應區(qū)28內吋，該可氧化化合物可充分溶解在溶劑中。所述可氧化化合物在大氣壓下的沸點可為至少約50° C，在約80至約400° C的范圍，或在125至155° C的范圍。存在于液相原料中的可氧化化合物的量可在約2至約40重量％的范圍內，在約4至約20重量％的范圍內，或者在6至15重量％的范圍內。在此指出，存在于液相原料中的所述可氧化化合物可包括兩種或更多種不同的可氧化化學試劑的組合。這兩種或更多種不同的化學材料可混在液相原料流中進料，或者可在多股原料流中分別進料。例如，包括對ニ甲苯、間ニ甲苯、對甲苯甲醛、對甲苯甲酸和こ醛的可氧化化合物可經由單個入口或者多個分開的入口進料到反應器中。存在于液相原料流中的溶劑可包括酸組分和水組分。存在于液相原料流中的溶劑濃度可在約60至約98重量％的范圍、在約80至約96重量％的范圍、或者在85至94重量％的范圍。所述溶劑的酸組分可主要是具有1-6個碳原子，或者2個碳原子的有機低分子量一元羧酸。在各種實施方式中，所述溶劑的酸組分可主要是こ酸。所述酸組分可占所述溶劑的至少約75重量％，所述溶劑的至少約80重量％，或者在所述溶劑的85至98重量％的范圍，余量為水或者主要為水。引入泡罩塔反應器20的溶劑可包含少量雜質，諸如，例如對甲苯甲醛、對苯ニ甲醛、4-羧基苯甲醛(“4-CBA”)、苯甲酸、對甲苯甲酸、對甲基苯甲醛、a-溴-對甲苯甲酸、間苯ニ甲酸、鄰苯ニ甲酸、偏苯三酸、多環(huán)芳烴和/或懸浮顆粒。在各種實施方式中，引入泡罩塔反應器20的溶劑中的雜質總量可小于約3重量％。存在于液相原料流中的催化劑體系可以是能促進所述可氧化化合物氧化(包括部分氧化)的均質液相催化劑體系。在各種實施方式中，所述催化劑體系可包括至少ー種多價過渡金屬。在一種或多種實施方式中，所述多價過渡金屬可包括鈷。此外，所述催化劑體系可包含鈷和溴。并且，所述催化劑體系可包含鈷、溴和錳。當鈷存在于催化劑體系中時，存在于液相原料流中的鈷量可以是使得反應介質36液相中的鈷濃度保持在約300至約6，000百萬分之一重量份(“ppmw”)的范圍，在約700至約4，200 ppmw的范圍，或者在1，200至3，000 ppmw的范圍。當溴存在于催化劑體系中時，存在于液相原料流中的溴量可以是使得反應介質36液相中的溴濃度保持在約300至約5，000 ppmw的范圍，在約600至約4，000 ppmw的范圍，或者在900至3，000 ppmw的范圍。當錳存在于催化劑體系中時，存在于液相原料流中的錳量可以是使得反應介質36液相中的錳濃度保持在約20至約1，000 ppmw的范圍，在約40至約500 ppmw的范圍，或者在50至200 ppmw的范圍。以上提供的反應介質36液相中的鈷、溴和/或錳的濃度，以時間-平均和體積-平均為基準表示。在本文中使用時，術語“時間-平均”表示在至少100秒的連續(xù)時段內等間隔(equally)進行的至少10次測量的平均值。在本文中使用時，術語“體積-平均”表示在遍及某一體積內以均勻的3維間距進行的至少10次測量的平均值。在引入反應區(qū)28的催化劑體系中鈷與溴的重量比(Co:Br)可在約0. 25 :1至約4 1的范圍，在約0. 5 1至約3 1的范圍，或者在0. 75 :1至2 1的范圍。在引入反應區(qū)28的催化劑體系中鈷與錳的重量比(Co:Mn)可在約0. 3 1至約40 1的范圍，在約5 1至約30 1的范圍，或者在10 1至25 1的范圍。引入泡罩塔反應器20的液相原料流可包含少量雜質，諸如，例如甲苯、こ苯、對甲苯甲醛、對苯ニ甲醛、4-CBA、苯甲酸、對甲苯甲酸、對甲基苯甲醛、a-溴-對甲苯甲酸、間苯ニ甲酸、鄰苯ニ甲酸、偏苯三酸、多環(huán)芳烴和/或懸浮顆粒。采用泡罩塔反應器20生產對 苯ニ甲酸時，間ニ甲苯和鄰ニ甲苯被視為雜質。在各種實施方式中，引入泡罩塔反應器20的液相原料流中的雜質總量可小于約3重量％。雖然圖I圖示了可氧化化合物、溶劑和催化劑體系混合在一起，并作為單股原料流引入泡罩塔反應器20內的實施方式，但是在可供選擇的實施方式中，可氧化化合物、溶劑和催化劑可分開引入泡罩塔反應器20內。例如，可經由與溶劑和催化劑入口分開的入口將純的對ニ甲苯流進料到泡罩塔反應器20內。經由氧化劑噴灑器34引入泡罩塔反應器20內的所述大部分氣相氧化劑流包含分子氧(([3/4])。在各種實施方式中，氧化劑流包括在約5至約40摩爾％范圍的分子氧，在約15至約30摩爾％范圍的分子氧、或者在18至24摩爾％范圍的分子氧。氧化劑流的余量可以是主要由對氧化呈惰性的氣體或多種氣體，如氮氣，組成。在一種或多種實施方式中，氧化劑流可基本上由分子氧和氮氣組成。在各種實施方式中，氧化劑流可以是包含約21摩爾％分子氧和約78至約81摩爾％氮氣的干空氣。在其它實施方式中，氣相氧化劑可以是富集空氣(enriched air)，并且可包含25摩爾％、30摩爾％、35摩爾％、40摩爾％、50摩爾％、55摩爾％、60摩爾％、70摩爾％或80摩爾％的分子氧。在其它實施方式中，氧化劑流可大體上包含純氧。仍參見圖1，泡罩塔反應器20可裝配有位于反應介質36上表面44上方的回流分配器42?；亓鞣峙淦?2可操作為通過本領域已知的任何液滴形成方式將大部分液相回流物流的液滴引入脫離區(qū)30內。在各種實施方式中，回流分配器42可產生導向為向下朝向反應介質36上表面44的液滴噴霧。該向下的液滴噴霧可波及(即占據(jù)和影響)脫離區(qū)30的最大水平截面面積的至少約50%、至少約75%或者至少90%。該向下的液體回流噴霧可幫助防止在反應介質36上表面44處或其上方產生泡沫，并且還可以幫助朝向氣體出ロ 40流動的上行氣體中夾帶的任何液體或漿料液滴的脫離。并且，液體回流可起到減少經由氣體出口 40從脫離區(qū)30排出的氣體排出物中存在的微粒和可能沉淀的化合物(例如溶解的苯甲酸、對甲苯甲酸、4-CBA、對苯ニ甲酸和催化劑金屬鹽)的作用。此外，向脫離區(qū)30內引入回流液滴可以，通過蒸餾作用，用于調整經由氣體出口 40排出的氣體排出物的組成。經由回流分配器42引入泡罩塔反應器20的液體回流物流可與經由進料ロ32a, b, c, d引入泡罩塔反應器20的液相原料流的溶劑組分具有相同或大致相同的組成。因此，液體回流物流可包括酸組分和水?；亓魑锪鞯乃峤M分可以是具有1-6個碳原子，或者2個碳原子的低分子量的有機一元羧酸。在各種實施方式中，回流物流的酸組分可以是こ酸。并且，酸組分可占回流物流的至少約75重量％、回流物流的至少約80重量％，或者在回流物流的85至98重量％的范圍，余量為水或主要為水。由于回流物流通?？删哂信c液相原料流中的溶劑相同或基本相同的組成，當本說明書中提及引入反應器內的“總溶剤”吋，該“總溶剤”應當同時包括回流物流和原料流的溶劑部分。在泡罩塔反應器20內的液相氧化過程中，原料、氧化劑和回流物流可基本上連續(xù)地引入反應區(qū)28內，而氣體和漿料排出物流基本上連續(xù)地從反應區(qū)28中排出。在本文中使用吋，術語“基本上連續(xù)地”表示對于一段至少10小時的時間中斷小于10分鐘。在氧化過程中，可氧化化合物(如對ニ甲苯)可以至少約8，000千克每小時的速率，以在約15，000至約200，000千克每小時范圍，在約22，000至約150，000千克每小時范圍，或者在30，000至100,000千克每小時范圍的速率，基本上連續(xù)地引入反應區(qū)28內。雖然輸入原料、氧化劑和回流物流的流量可以是基本上穩(wěn)定的，但是在此指出，一種實施方式預期了輸入原料、氧化劑和/或回流物流的脈動進料，以改善混合和傳質。當輸入原料、氧化劑和/或回流物 流以脈動方式引入時，它們的流量可在本文所述的穩(wěn)態(tài)流量的約0至約500%的范圍內，在本文所述的穩(wěn)態(tài)流量的約30至約200%的范圍內，或者在本文所述的穩(wěn)態(tài)流量的80至120%的范圍內。泡罩塔氧化反應器20內的平均空-時(space-time)反應速率(“STR”)定義為每單位時間、每單位體積反應介質36給料的可氧化化合物的質量(如每立方米每小時給料的對ニ甲苯千克數(shù))。在常規(guī)用法中，在計算所述STR之前，通常從原料流的可氧化化合物量中減去未轉化為產物的可氧化化合物的量。然而，對于許多本文提及的可氧化化合物(例如對ニ甲苯)，轉化率和收率一般較高，因此本文對該術語進行如上所述的定義是適宜的。其中，特別是出于固定投資和運轉庫存的原因，所述反應可以高STR進行。然而，以不斷增高的STR進行反應可能會影響所述部分氧化的質量或收率。當可氧化化合物(如對ニ甲苯)的STR在約25千克每立方米每小時(“kg/m3/小吋”)至約400kg/m3/小時的范圍，在約30kg/m3/小時至約250kg/m3/小時的范圍，在約35kg/m3/小時至約150kg/m3/小時的范圍，或者在40kg/m3/小時至100kg/m3/小時的范圍時，泡罩塔反應器20可能是特別有用的。泡罩塔氧化反應器20內的氧-STR定義為每單位時間、每單位體積反應介質36消耗的分子氧的重量(例如每立方米每小時消耗的分子氧千克數(shù))。其中，特別是出于固定投資和溶劑氧化消耗的原因，所述反應可以高氧-STR進行。然而，以不斷增高的氧-STR進行反應最終會降低所述部分氧化的質量或收率。不拘泥于理論，似乎這可能涉及到分子氧由氣相進入位于界面表面區(qū)域的液體內，并由此進入液體主體內的轉移速率。過高的氧-STR可能導致反應介質的液相主體內的溶解氧含量過低。本文中整體-平均-氧-STR定義為每單位時間全部體積的反應介質36中消耗的所有氧的重量(例如每立方米每小時消耗的分子氧千克數(shù))。當整體-平均-氧-STR在約25kg/m3/小時至約400kg/m3/小時的范圍，在約30kg/m3/小時至約250kg/m3/小時的范圍，在約35kg/m3/小時至約150kg/m3/小時的范圍，或者在40kg/m3/小時至100kg/m3/小時的范圍時，泡罩塔反應器20可能是特別有用的。在泡罩塔反應器20內的氧化過程中，進入反應區(qū)28的總溶劑的質量流量(源于原料和回流物流兩者)與可氧化化合物的質量流量的比例可保持在約2 :1至約50 :1的范圍，在約5 1至約40 1的范圍，或者在7. 5 :1至25 :1的范圍。在各種實施方式中，作為原料流的一部分引入的溶劑的質量流量與作為回流物流的一部分引入的溶劑的質量流量的比例可保持在約0. 5 1至沒有任何回流物流流量的情形，在約0. 5 1至約4 1的范圍，在約I :1至約2 1的范圍，或者在I. 25 :1至I. 5 1的范圍。在泡罩塔反應器20內的液相氧化過程中，氧化劑物流 可以提供稍稍超過化學計量需氧量的分子氧的量引入泡罩塔反應器20內。對具體的可氧化化合物，取得最佳結果所需的過量分子氧的量影響到液相氧化的綜合技術經濟指標。在泡罩塔反應器20內的液相氧化過程中，進入反應器20的氧化劑物流的質量流量與可氧化有機化合物的質量流量(如對ニ甲苯)的比例可保持在約0. 5 1至約20 1的范圍，在約I :1至約10 1的范圍，或者在2 :1至6 :1的范圍。仍參見圖1，引入泡罩塔反應器20的原料、氧化劑和回流物流可以共同形成多相反應介質36的至少一部分。反應介質36可以是包含固相、液相和氣相的三相介質。如上所述，可氧化化合物(如對ニ甲苯)的氧化可主要在反應介質36的液相中進行。如此，反應介質36的液相可包含溶解氧和可氧化化合物。在泡罩塔反應器20內進行的氧化反應的放熱性質可導致經由進料ロ 32a，b，c，d引入的溶劑(如こ酸和水)的一部分沸騰/汽化。因此，反應器20內的反應介質36的氣相可主要由汽化的溶劑和氧化劑物流的未溶解、未反應的部分形成。某些現(xiàn)有技術的氧化反應器采用換熱管/翅片來加熱或冷卻反應介質。然而，這類換熱構件在本文所述的本發(fā)明反應器和エ藝中可能是不希望的。因此，在各種實施方式中，泡罩塔反應器20可設計為基本上不包括與反應介質36接觸的，并且顯示出大于30，000瓦每平方米的時間-平均熱通量的表面。此外，在各種實施方式中，反應介質36的小于約50%、小于約30%或者小于10%的時間-平均反應熱是通過換熱表面移除的。反應介質36液相中的溶解氧濃度處于自氣相的傳質速率與液相內部的反應消耗速率之間的動態(tài)平衡(即它不是簡單地由所供氣相中的分子氧分壓決定的，盡管這是溶解氧供應速率的ー個因素，并且它的確影響到溶解氧的上限濃度)。溶解氧的量在局部上有差別，接近氣泡界面較高。整體上，溶解氧的量取決于反應介質36不同區(qū)域內的供需平衡因子。從時間上看，溶解氧的量取決于氣體和液體混合相對于化學消耗速率的均勻性。為了恰當?shù)仄ヅ浞磻橘|36液相中的溶解氧供應和需求，反應介質36液相內的時間-平均和體積-平均氧濃度可保持在高于約Ippm摩爾，在約4至約1，OOOppm摩爾的范圍，在約8至約500ppm摩爾的范圍，或者在12至120ppm摩爾的范圍。在泡罩塔反應器20中進行的液相氧化反應可以是產生固體的沉淀反應。在各種實施方式中，在泡罩塔反應器20中進行的液相氧化可致使引入反應區(qū)28內的至少約10重量％，至少約50重量％，或者至少90重量％的可氧化化合物(如對ニ甲苯)在反應介質36中形成固體化合物(如粗對苯ニ甲酸顆粒)。在一種或多種實施方式中，以時間-平均和體積-平均為基準，反應介質36中的固體總量可大于約3重量％、在約5至約40重量％的范圍，在約10至約35重量％的范圍，或者在15至30重量％的范圍。在各種實施方式中，在泡罩塔反應器20中產生的氧化產物(如對苯ニ甲酸)的很大一部分可以固體形式存在于反應介質36中，與之相反，余者溶解在反應介質36的液相中。存在于反應介質36中的固相氧化產物的量可為反應介質36中的總氧化產物(固相和液相)的至少約25重量％，反應介質36中的總氧化產物的至少約75重量％，或者反應介質36中的總氧化產物的至少95重量％。以上對反應介質36中的固體量提供的數(shù)值范圍，適用于泡罩塔20在基本連續(xù)的一段時間內的基本穩(wěn)態(tài)操作，而非泡罩塔反應器20的啟動、關閉或次優(yōu)操作。反應介質36中的固體量通過重量分析法測定。在該重量分析法中，從反應介質中排出代表性部分的漿料并稱重。在有效維持反應介質內存在的總體固-液分配的條件下，通過沉降或過濾從固體部分中有效地除去自由(free)液體，而不損失沉淀的固體，且小于約10%的初始液體物質殘留在固體部分。有效地蒸干固體上的殘留液體，而不產生固體升華。稱重殘留的固體部分。固體部分的重量與最初的漿料部分的重量之比為固體分數(shù)，一般表示為百分數(shù)。在泡罩塔反應器20中進行的沉淀反應可導致在接觸反應介質 36的某些剛性構件的表面上形成結垢(即固體堆積)。因此，在ー實施方式中，泡罩塔反應器20可設計為在反應區(qū)28內基本上不包括內部換熱、攪拌或阻擋構件，因為這類構件易于結垢。如果在反應區(qū)28內存在內部構件，那么最好避免具有外表面且該外表面包括大量朝上的平坦表面面積的內部構件，因為這類朝上的平坦表面非常易于結垢。因此，如果在反應區(qū)28內存在任何內部構件，那么這類內部構件朝上的暴露外表面總面積的小于約20%由水平傾角小于約15度的基本平坦的表面形成。具有這種類型構造的內部構件在本文中稱為具有“不結垢”構造。再次參見圖1，泡罩塔反應器20的物理構造有助于以極少的雜質生成為可氧化化合物(如對ニ甲苯)提供最佳的氧化。在各種實施方式中，容器殼體22的長形反應段24可包括基本圓筒形的主體46和下封頭48。反應區(qū)28的上端由橫穿圓筒形主體46頂部延伸的水平面50所限定。反應區(qū)28的下端52由下封頭48最低的內表面所限定。通常，反應區(qū)28的下端52定位于緊鄰用于漿料出ロ 38的開ロ。因此，泡罩塔反應器20內限定的長形反應區(qū)28具有沿圓筒形主體46的伸長軸從反應區(qū)28的頂端50到底端52測得的最大長度“L/’。反應區(qū)28的長度“LP”可在約10至約100米的范圍，在約20至約75米的范圍，或者在25至50米的范圍。反應區(qū)28具有最大直徑(寬度)“DP”，它通常等于圓筒形主體46的最大內徑。反應區(qū)28的最大直徑Dp可在約I至約12米的范圍，在約2至約10米的范圍，在約3. I至約9米的范圍，或者在4至8米的范圍。在一種或多種實施方式中，反應區(qū)28可具有在約6 1至約30 1范圍，在約8 1至約20 1范圍，或者在9 1至15 1范圍的長徑比“LP:DP”。如以上所論述地，泡罩塔反應器20的反應區(qū)28接收多相反應介質36。反應介質36具有與反應區(qū)28的下端52重合的底端，以及位于上表面44處的頂端。沿著在反應區(qū)28內容物由氣相-連續(xù)態(tài)轉換為液相-連續(xù)態(tài)的垂直位置處橫穿反應區(qū)28的水平面限定了反應介質36的上表面44。上表面44可定位在反應區(qū)28內容物的薄水平分層的局部時間-平均氣體滯留量為0. 9的垂直位置處。反應介質36具有在其上下端之間測得的最大高度“H/’。反應介質36的最大寬度“WP” 一般等于圓筒形主體46的最大直徑“D/’。在泡罩塔反應器20內的液相氧化過程中，Hp可保持在Lp的約60%至約120%，Lp的約80%至約110%，或者Lp的85%至100%。在各種實施方式中，反應介質36可具有大于約3 :1，在約7 1至約25 1范圍，在約8 1至約20:1范圍，或者在9 :1至15 1范圍的高寬比“HP:WP”。在本發(fā)明的一個實施方式中，Lp=Hp且Dp=Wp,從而本文對Lp和Dp提供的各種尺寸或比例也適用于Hp和WP，反之亦然。根據(jù)本發(fā)明實施方式提供的較高的Lp: Dp和Hp: Wp比例，能夠賦予本發(fā)明系統(tǒng)幾個重要的優(yōu)點。如以下更具體論述地，已經發(fā)現(xiàn)更高的LP:DP和HP:WP比率，以及以下論述的某些其它特征，可促進在反應介質36內的分子氧和/或可氧化化合物(如對ニ甲苯)濃度中的有利的垂直梯度。傳統(tǒng)觀點更傾向具有整體相對均勻的濃度的充分混合的反應介質，與之相反，已經發(fā)現(xiàn)氧和/或可氧化化合物濃度的垂直分段(staging)幫助實現(xiàn)了更有效的和經濟的氧化反應。最小化靠近反應介質36頂部的氧和可氧化化合物的濃度,可幫助避免未反應的氧和未反應的可氧化化合物通過上部氣體出ロ 40的損失。然而，如果整個反應介質36的可氧化化合物和未反應氧的濃度都低，那么氧化的速率和/或選擇性就會降低。因此，在各種實施方式中，靠近反應介質36底部的分子氧和/或可氧化化合物的濃度可大大高于靠近反應介質36頂部的濃度。
此外，高Lp:Dp和Hp: Wp比可使反應介質36底部的壓カ遠高于反應介質36頂部的壓力。這種壓力垂直梯度是反應介質36的高度和密度的結果。這種壓力垂直梯度的ー個優(yōu)點是容器底部的高壓帶動了更高的氧溶解度和質量傳遞，高于在較淺的反應器中在相當?shù)臏囟群退?overhead)壓カ下取得的結果。因此，氧化反應可在與較淺容器中所需的溫度相比更低的溫度下進行。當泡罩塔反應器20用于使對ニ甲苯部分氧化為粗對苯ニ甲酸(CTA)時，在更低反應溫度下以相同或更好的氧傳質速率操作的能力具有許多優(yōu)點。例如，對ニ甲苯的低溫氧化減少了反應期間燒掉的溶劑量。如以下進ー步詳細論述地，低溫氧化也有利于形成小的、高表面積、松散結合、易于溶解的CTA顆粒，與通過常規(guī)高溫氧化方法產生的更大的、低表面積的、致密CTA顆粒相比，它可以適用更加經濟的提純技木。在反應器20內的氧化過程中，反應介質36的時間-平均和體積-平均溫度可維持在約125至約200° C的范圍，在約140至約180° C的范圍，或者在150至170° C的范圍。反應介質36上方的塔頂壓カ可維持在約I至約20巴表壓(“barg”)的范圍，在約2至約12 barg的范圍，或者在4至8 barg的范圍。反應介質36頂部和反應介質36底部之間的壓力差可在約0.4至約5巴的范圍，在約0. 7至約3巴的范圍，或者在I至2巴的范圍。反應介質36上方的塔頂壓カ通?？删S持在相對恒定的數(shù)值，但是一個實施方式預期了脈動的塔頂壓カ以在反應介質36中實現(xiàn)改善的混合和/或質量傳遞。當使塔頂壓カ脈動時，脈動的壓カ可介于本文記載的穩(wěn)態(tài)塔頂壓カ的約60%至約140%,介于約85%至約115%,或者介于95%至105%。反應區(qū)28的高LP:DP比的另ー優(yōu)點是它有助于提高反應介質36的平均表觀速度。在本文中針對反應介質36使用時，術語“表觀速度”和“表觀氣速”表示反應介質36氣相在反應器內某高度處的體積流量除以該高度處反應器的水平截面積。反應區(qū)28的高Lp:Dp比帶來的増大的表觀速度可促進局部混合并提高反應介質36的氣體滯留量。在反應介質36的1/4高度、1/2高度和/或3/4高度處的反應介質36的時間-平均表觀速度可大于約0. 3米/秒，在約0. 8至約5米/秒的范圍，在約0. 9至約4米/秒的范圍，或者在I至3米/秒的范圍。仍然參見圖I，泡罩塔反應器20的脫離段26可簡單地為位于緊接反應段24上方的容器殼體22的加寬部分。當氣相上升到反應介質36的上表面44之上并接近氣體出ロ40時，脫離段26降低了泡罩塔反應器20內向上流動的氣相的速度。氣相上升速度的這種降低有助于促進向上流動的氣相中夾帶的液體和/或固體的脫除，從而減少了存在于反應介質36液相中的某些組分的不希望的損失。脫離段26可包括大致截頭圓錐形的過渡壁54，大致圓筒形的寬大的側壁56，和上封頭58。過渡壁54較窄的下端連接到反應段24的圓筒形主體46的頂端。過渡壁54較寬的上端連接到寬大側壁56的底部。過渡壁54可由其較窄的下端以在約10至約70度范圍的垂直夾角，在約15至約50度范圍的垂直夾角，或者在15至45度范圍的垂直夾角向上和向外伸展。寬大側壁56具有最大直徑“X”，其通常大于反應段24的最大直徑DP，不過當反應段24的上部具有比反應段24的整體最大直徑更小的直徑吋，X可以實際上小于DP。在各種實施方式中，寬大側壁56的直徑與反應段24的最大直徑的比值“X:DP”可在約0. 8 1至約4 1的范圍，或者在I. I :1至2 :1的范圍。上封頭58連接到寬大側壁56的頂端。上封頭58可為限定有中央開ロ的大致橢圓形的封頭部件，該開ロ允許氣體經由氣體出ロ 40逸出脫離區(qū)30?？晒┻x擇地，上封頭58可為任何形狀，包括圓錐形。脫離區(qū)30具有自反應區(qū)28頂端50至脫離區(qū)30最上部測得的最大高度“Y”。反應區(qū)28長度與脫離區(qū)30高度的 比值“LP :Y”可在約2 1至約24 1的范圍，在約3 1至約20 1的范圍，或者在4 :1至16 :I的范圍。仍然參見圖1，在操作期間氣相氧化劑(如空氣)可經由氧化劑入口 66a，b和氧化劑噴灑器34引入反應區(qū)28內。氧化劑噴灑器34可具有任何允許氣相氧化劑通入反應區(qū)28內的形狀或構造。例如，氧化劑噴灑器34可包括圓形或多邊形(如八角形)的環(huán)狀部件，其限定了多個氧化劑排出ロ。在各種實施方式中，一些或者所有氧化劑排出ロ可配置為以大致向下的方向排出氣相氧化劑。不管氧化劑噴灑器34的具體構造，氧化劑噴灑器可以一定方式物理配置并操作使得與氧化劑物流通過氧化劑排出ロ排出并進入反應區(qū)內相關的壓降最小。該壓降計算為氧化劑噴灑器的氧化劑入口 66a，b處的流動管路內的氧化劑物流的時間-平均靜壓減去反應區(qū)內特定高度處的時間-平均靜壓，在該高度處1/2的氧化劑物流引入到該垂直位置的上方并且1/2的氧化劑物流引入到該垂直位置的下方。在各種實施方式中，與從氧化劑噴灑器34排出氧化劑物流相關的時間-平均壓降可小于約0. 3兆帕(“Mpa” )，小于約0. 2 Mpa,小于約0. I Mpa,或小于0. 05 Mpa0任選地，可用液體(如こ酸、水和/或對ニ甲苯)為氧化劑噴灑器34提供連續(xù)或間歇沖洗，以防止氧化劑噴灑器形成固體結垢。當采用這類液體沖洗時，可使有效量的液體(即不僅僅是可能自然存在于氧化劑物流中的少量液滴)流過氧化劑噴灑器并從氧化劑開ロ排出，持續(xù)至少一個超過一分鐘的時間段每天。當液體連續(xù)地或間歇地自氧化劑噴灑器34排出時，通過氧化劑噴灑器的液體的質量流量與通過氧化劑噴灑器的分子氧的質量流量的時間-平均比例可在約0. 05 1至約30 1的范圍，在約0. I 1至約2 1的范圍，或者在0. 2 :1至I :1的范圍。在許多包含多相反應介質的常規(guī)泡罩塔反應器中，基本上所有位于氧化劑噴灑器(或其它用于將氧化劑物流引入反應區(qū)內的機構)下方的反應介質均具有非常低的氣體滯留量值。如本領域已知地，“氣體滯留量”只不過是處于氣態(tài)的多相介質的體積分數(shù)。介質中低氣體滯留量的區(qū)域也可以稱為“未充氣”區(qū)。在許多常規(guī)漿料泡罩塔反應器中，反應介質總體積的很大一部分位于氧化劑噴灑器(或其它用于將氧化劑物流引入反應區(qū)內的機構)下方。因此，存在于常規(guī)泡罩塔反應器底部的反應介質的很大一部分是未充氣的。已經發(fā)現(xiàn)，最小化泡罩塔反應器內進行氧化的反應介質中的未充氣區(qū)的量，可以使某些類型的不希望的雜質生成最小。反應介質的未充氣區(qū)包含相對較少的氧化劑氣泡。這種低含量的氧化劑氣泡減少了可供溶解到反應介質的液相內的分子氧的量。因此，反應介質的未充氣區(qū)內的液相具有相對低濃度的分子氧。反應介質的這些氧-缺乏的、未充氣區(qū)具有促進不希望的副反應，而非所需氧化反應的趨向。例如，當對ニ甲苯部分氧化形成對苯ニ甲酸時，反應介質液相內不足的氧可得性可導致形成不希望地大量的苯甲酸和偶聯(lián)芳環(huán)，特別是包括非常不希望的稱為芴酮和蒽醌的有色分子。根據(jù)ー種或多種實施方式，液相氧化可在以一定方式配置和操作的泡罩塔反應器內進行，使得具有低氣體滯留量值的反應介質的體積分數(shù)最小化。這種未充氣區(qū)的最小化可通過理論上將反應介質的整個體積分割為2，000個體積均一的不連續(xù)的水平分層來量化。除最高和最低的水平分層之外，各水平分層是側面以反應器側壁為界且頂端和底端 以假想的水平面為界的不連續(xù)的體積。最高的水平分層底端以假想的水平面為界且頂端以反應介質的上表面為界。最低的水平分層頂端以假想的水平面為界且底端以容器下端為界。一旦反應介質已經在理論上分割為2，000個等體積的不連續(xù)的水平分層，則可確定各水平分層的時間-平均和體積-平均的氣體滯留量。當采用這種量化未充氣區(qū)量的方法吋，具有小于0. I的時間-平均和體積-平均氣體滯留量的水平分層的數(shù)目可小于30、小于15、小于6、小于4、或小于2。并且，具有小于0. 2的氣體滯留量的水平分層的數(shù)目可小于80、小于40、小于20、小于12、或小于5。此外，具有小于0. 3的氣體滯留量的水平分層的數(shù)目可小于120、小于80、小于40、小于20、或小于15。仍參見圖1，已經發(fā)現(xiàn)將氧化劑噴灑器34置于反應區(qū)28內較低處，提供了多種優(yōu)點，包括反應介質36內未充氣區(qū)數(shù)量的減少。給定反應介質36的高度“H/’、反應區(qū)28的長度“LP”和反應區(qū)28的最大直徑“D/’，氧化劑物流的大部分可在反應區(qū)28下端52的大約0. 025HP、0. 022LP和/或0. 25DP之內、在反應區(qū)28下端52的大約0. 02HP、0. 018LP和/或0. 2DP之內，或者在反應區(qū)28下端52的0. 015HP、0. 013LP和/或0. 15DP之內引入反應區(qū)28內。除了最小化反應介質36內的未充氣區(qū)(即具有低氣體滯留量的區(qū)域)提供的優(yōu)點之外，已經發(fā)現(xiàn)可通過使整個反應介質36的氣體滯留量最大化來加強氧化。反應介質36可具有至少約0. 4，在約0. 6至約0. 9范圍，或者在0. 65至0. 85范圍的時間-平均和體積-平均的氣體滯留量。泡罩塔反應器20的多個物理和操作屬性有助于實現(xiàn)上述高氣量滯留量。例如，對于給定的反應器大小和氧化劑物流流量，反應區(qū)28的高LP:DP比產生了較小的直徑，這增大了反應介質36內的表觀速度，進而增大了氣體滯留量。此外，已知即使對于給定的恒定表觀速度，泡罩塔的實際直徑和LP:DP比也會影響平均氣體滯留量。此外，未充氣區(qū)的最小化，特別是在反應區(qū)28的底部，有助于實現(xiàn)増大的氣體滯留量值。另外，泡罩塔反應器的塔頂壓カ和機械構造可以影響到在本文公開的高表觀速度和氣體滯留量值下的操作穩(wěn)定性。仍參見圖1，已經發(fā)現(xiàn)通過在多個垂直隔開的位置將液相原料流引入反應區(qū)28內，可在反應介質36內提供改善的可氧化化合物(如對ニ甲苯)分布。在各種實施方式中，液相原料流可經由至少3個進料開ロ或至少4個進料開ロ引入反應區(qū)28內。在本文中使用吋，術語“進料開ロ”表示液相原料流排入反應區(qū)28內用干與反應介質36混合的開ロ。在一種或多種實施方式中，進料開口中的至少2個可彼此垂直間隔至少約0. rop、至少約I. 5DP或至少3DP。然而，最高的進料開ロ可垂直距離最低的氧化劑開ロ不超過約0. 75HP、0. 65LP和/或8DP ;不超過約0. 5HP、0. 4LP和/或5DP ;或者不超過0. 4HP、0. 35LP和/或4DP。雖然期望在多個垂直位置引入液相原料流，但是還發(fā)現(xiàn)如果大部分液相原料流引入到反應介質36和/或反應區(qū)28的下半部分內，則在反應介質36內提供了改善的可氧化化合物分布。在各種實施方式中，至少約75重量％或至少90重量％的液相原料流被引入到反應介質36和/或反應區(qū)28的下半部分內。此外，至少約30重量％的液相原料流可在距氧化劑物流引入反應區(qū)28內的最低垂直位置處約I. 5DP以內引入反應區(qū)28。該氧化劑物流引入反應區(qū)28內的最低垂直位置通常在氧化劑噴灑器34的底部；然而，各種實施方式中考慮了用于將氧化劑物流引入反應區(qū)28內的各種可供選擇的構造。在ー種或多種實施方式中，至少約50重量％的液相原料可在距氧化劑物流引入反應區(qū)28內的最低垂直位置處約2. 5DP以內引入。在其它實施方式中，至少約75重量％的液相原料流可在距氧化劑物流引入反應區(qū)28內的最低垂直位置處約5DP以內引入。 各進料開ロ限定了原料經其排出的開ロ面積(open area)。在各種實施方式中，所有進料ロ的總開ロ面積的至少約30%可位于距氧化劑物流引入反應區(qū)28內的最低垂直位置處約I. 5DP以內。在其它實施方式中，所有進料ロ的總開ロ面積的至少約50%可位于距氧化劑物流引入反應區(qū)28內的最低垂直位置處約2. 5DP以內。在其它實施方式中，所有進料ロ的總開ロ面積的至少約75%可位于距氧化劑物流引入反應區(qū)28內的最低垂直位置處約5DP以內。仍參見圖1，在一種或多種實施方式中，進料ロ 32a，b，c，d可以簡單地為沿著容器殼體22 —側的一系列垂直對齊的開ロ。這些進料開ロ可以具有小于約7厘米、在約0. 25至約5厘米范圍、或者在0. 4至2厘米范圍的基本近似的直徑。泡罩塔反應器20可裝配有用于控制自各進料開ロ流出的液相原料流的流量的系統(tǒng)。這類流量控制系統(tǒng)可包括用于各個進料ロ 32a，b, c，d的獨立的流量控制閥74a，b, c, d。此外，泡罩塔反應器20可裝配有允許液相原料流的至少一部分以提高的入口表觀速度引入反應區(qū)28內的流量控制系統(tǒng)，該提高的入口表觀速度為至少約2米/秒、至少約5米/秒、至少約6米/秒或者在8至20米/秒的范圍。在本文中使用吋，術語“入口表觀速度”表示自進料開ロ流出的原料流的時間-平均體積流量除以進料開ロ的面積。在各種實施方式中，至少約50重量％的原料流可以提高的入口表觀速度引入反應區(qū)28內。在一種或多種實施方式中，基本上所有的原料流均以提高的入口表觀速度引入反應區(qū)28內。現(xiàn)在參見圖2，圖示了包括初級氧化反應器102和次級氧化反應器104的反應器系統(tǒng)100。初級氧化反應器102可以與以上參照圖I描述的泡罩塔反應器20基本相同的方式配置和操作。在一種或多種實施方式中，初級氧化反應器102和次級氧化反應器104是泡罩塔反應器。初級氧化反應器102可包括初級反應容器106和初級氧化劑噴灑器108，而次級氧化反應器104可包括次級反應容器110和下部氧化劑噴灑器112。如以下更具體論述地，次級氧化反應器104任選地還包括ー個或多個上部氧化劑噴灑器。在一種或多種實施方式中，初級和次級反應容器106和110均可包括各自的具有大致圓筒形構造的垂直側壁。次級反應容器110的垂直側壁的最大高度與初級反應容器106的垂直側壁的最大高度的比值可在約0. I 1至約0. 9 1的范圍，在約0. 2 1至約0. 8 1的范圍，或者在0. 3 :1至0. 7 1的范圍。初級反應容器106在其內限定了初級反應區(qū)116，而次級反應容器110在其內限定了次級反應區(qū)118。在各種實施方式中，次級反應區(qū)118與初級反應區(qū)116的最大水平截面積的比值可在約0. 01 1至約0. 75:1的范圍，在約0. 02 1至約0. 5 1的范圍，或者在0. 04 :1至0. 3 :1的范圍。此外，初級反應區(qū)116與次級反應區(qū)118的體積比可在約I :1至約100 1的范圍，在約4 1至約50 1的范圍，或者在8 :1至30 1的范圍。此外，初級反應區(qū)116可具有在約3 1至約30 1范圍，在約6 1至約20:1范圍，或者在9 1至15 1范圍的最大垂直高度與最大水平直徑的比值。如圖2所示，次級反應區(qū)118可具有最大垂直長度Ls和最大水平直徑Ds。在ー種或多種實施方式中，次級反應區(qū)118可具有在約14 1至約28 1范圍，在約16 1至約26 I范圍,在約18 1至約24 1范圍，在約20 1至約23 1范圍，或者在21 :1至22 1范圍的最大垂直長度與最大水平直徑的比值“LS:DS”。在各種實施方式中，次級反應區(qū)118的Ds可在約0. I至約5米的范圍，在約0.3至約4米的范圍，或者在I至3米的范圍。此外，次級反應區(qū)118的Ls可在約I至約100米的范圍，在約3至約50米的范圍，或者在10至40米的范圍。如同以上參照圖I描述的泡罩塔反應器20 —祥，初級反應區(qū)116具有最大垂直長度Lp和最大水平直徑DP。在各種實施方式中，次級反應區(qū)118的最大水平直徑與初級反應區(qū)116的最大水平直徑的比值“DS:DP”可在約0. 05 1至約0. 8 1的范圍，在約0. I :1至約0.6 :1的范圍，或者在0.2 :1至0.5 :1的范圍。并且，次級反應區(qū)118的最大垂直長度與初級反應區(qū)116的最大垂直長度的比值“LS:LP”可在約0. 03 1至約I :1的范圍，在約0. I I至約0. 9 1的范圍，或者在0. 3 :1至0. 8 :1的范圍。在各種實施方式中，次級氧化反應器104可與初級氧化反應器102并排放置(即初級和次級氧化反應器102和104的至少一部分處于相同的高度)。如上所述，初級氧化反應器102的初級反應區(qū)116具有最大直徑DP。在一種或多種實施方式中，次級反應區(qū)118的體積中心(volumetric centroid)可水平距離初級反應區(qū)416的體積中心至少約0. 5DP>0. 75DP 或 I. ODp,并且小于約 30DP、IODp 或 3DP。本文對初級反應容器106和附屬部件具體說明的任何參數(shù)(如高度、寬度、面積、體積、相對水平位置和相對垂直位置)同樣理解為適用于由初級反應容器106限定的初級反應區(qū)116，反之亦然。而且，本文對次級反應容器110和附屬部件具體說明的任何參數(shù)同樣應理解為適用于次級反應容器110限定的次級反應區(qū)118，反之亦然。在反應器系統(tǒng)100正常操作期間，反應介質120可首先在初級氧化反應器102的初級反應區(qū)116內進行氧化。然后，反應介質120a可從初級反應區(qū)116中排出，并經由管路105輸送到次級反應區(qū)118。在次級反應區(qū)118中，反應介質120b的液相和/或固相可進行進ー步氧化。在各種實施方式中，從初級反應區(qū)116排出的液相和/或固相的至少約50、75、95或99重量％可在次級反應區(qū)116內加工。塔頂氣可從次級氧化反應器104的上部氣體出ロ排出，并且可經由管路107輸送回初級氧化反應器102。反應介質120b的漿料相可從次級氧化反應器104的下部漿料出口 122排出，并且之后可以經受進ー步的下游加ェ。 入口管路105可在任意高度處連接到初級氧化反應器102。雖然圖2中未示出，但是如果需要，反應介質120可以機械泵送到次級反應區(qū)118。然而，也可采用高程水頭(重力)將反應介質120由初級反應區(qū)116輸送通過入口管路105，并進入次級反應區(qū)118。因此，入口管路105可在一端連接到初級反應區(qū)116總高度和/或體積的上50%、30%、20%或10%。在其它各種實施方式中，漿料出口(未示出)可距初級反應區(qū)116的通常頂端和通常底端中的每一端至少0. 1LP、至少0. 2LP或至少0. 3LP，其中反應介質120a可經由所述漿料出ロ離開初級氧化反應器102進入入口管路105。在各種實施方式中，入口管路105的另一端可流體流連通地連接到漿料入口(未示出)，該漿料入口位于次級反應區(qū)118總高度和/或體積的上30%、20%、10%或5%。在可供選擇的實施方式中，次級氧化反應器104中的漿料入口可為中層漿料入口，其距次級反應 區(qū)118底部的距離在約0. 3LS至約0. 9LS的范圍，在約0. 4LS至約0. 8LS的范圍，在約0. 5LS至約0. 8LS的范圍，或者在0. 55LS至0. 6LS的范圍。此外，次級氧化反應器104中的漿料入ロ距次級反應區(qū)底部的距離可在約9DS至約15DS的范圍，在約IODs至約14DS的范圍，或者在IlDs至13DS的范圍。在操作中，反應介質120a的至少一部分可以經由中層漿料入口引入次級反應區(qū)118內。在各種實施方式中，反應介質120a總量的至少5體積％、至少10體積％、至少20體積％、至少30體積％、至少50體積％、至少75體積％或100體積％可以經由中層漿料入口引入次級反應區(qū)118。在各種實施方式中，入口管路105可水平、基本水平和/或傾斜向下地自初級氧化反應器102朝向次級氧化反應器104。在一種或多種實施方式中，入口管路105為水平的或基本水平的，并且可以為直線的或基本直線的。因此，在一種或多種實施方式中，自初級氧化反應器102的漿料出ロ(未示出)可與次級氧化反應器104的漿料入口(未示出)處于相同或基本相同的垂直高度。在各種實施方式中，出ロ管路107可連接到次級氧化反應器104內的任意高度。在各種實施方式中，出ロ管路107可在入口管路105的連接高度的上方連接到次級氧化反應器104。而且，出ロ管路107可連接到次級氧化反應器104的頂部。出ロ管路107可在入ロ管路105的連接高度的上方連接到初級氧化反應器102。在各種實施方式中，出口管路107連接到初級反應區(qū)116總高度和/或體積的上30%、20%、10%或5%。出ロ管路107可水平和/或傾斜向上地自次級氧化反應器104朝向初級氧化反應器102。雖然未顯示在圖2中，但是出口管路107還可直接連接到從初級氧化反應器102頂部排出氣體排出物的氣體出口管路。次級反應區(qū)116的上邊界(upper extent)可高于或低于初級反應區(qū)118的上邊界。在各種實施方式中，初級反應區(qū)116的上邊界可比次級反應區(qū)118的上邊界高10米至低50米,低2米至低40米,或者低5米至低30米。次級反應區(qū)118的下邊界可在高度上高于或低于的初級反應區(qū)116的下邊界。在各種實施方式中,初級反應區(qū)116的下邊界在高度上可在次級反應區(qū)118下邊界的上方或下方約40、20、5或2米以內。下部漿料出ロ 122可從次級氧化反應器104的任意高度離開。在各種實施方式中，下部漿料出口 122可在入口管路105的連接高度以下連接到次級氧化反應器104。在各種實施方式中，如圖2所示，下部漿料出ロ 122連接到次級氧化反應器104的底部。次級氧化反應器104可包括至少ー個允許額外的分子氧排入次級反應區(qū)118內的氧化劑入口。在一種或多種實施方式中，次級氧化反應器104可包括至少ー個通常下部的氧化劑入口和至少ー個通常上部的氧化劑入口。在各種實施方式中，通常下部的氧化劑入口可距次級反應區(qū)118底部小于0. 5LS、小于0.4LS、小于0. 3LS或小于0. 2LS。此外，通常上部的氧化劑入口可距次級反應區(qū)118底部至少0. 5LS、至少0. 6LS、至少0. 7LS、至少0. 8LS或至少0. 9LS。在一種或多種實施方式中，次級氧化反應器104可包括至少2個通常上部的氧化劑入口，各自距次級反應區(qū)118底部至少0. 5LS、至少0. 55LS、至少0. 6LS、至少0. 7LS、至少0. SLs或至少0. 9LS。此外，如上所述，次級氧化反應器104可包括與入口管路105流體流連通的漿料入ロ。在各種實施方式中，通常上部的氧化劑入ロ可距離次級氧化反應器104中的漿料入口小于0. 4LS、小于0. 3LS、小于0. 2LS或小于0. 1LS。在其它實施方式中，通常上 部的氧化劑入口可在漿料入口上方距其小于0. 4LS、小于0. 3LS、小于0. 2LS或小于0. ILs。在操作期間，引入次級反應區(qū)118的氣相氧化劑的第一部分可經由通常上部的氧化劑入口引入，而氣相氧化劑的第二部分可經由通常下部的氧化劑入口引入。在各種實施方式中，經由通常上部的氧化劑入口引入的氣相氧化劑的第一部分可占引入次級反應區(qū)118的氣相氧化劑總體積的約5至約49%、約5至約35%、約10至約20%、或者10至15%。由此，通常上部的氧化劑入口和通常下部的氧化劑入口可在它們之間限定用于將氣相氧化劑引入次級反應區(qū)118內的總開ロ面積。在一種或多種實施方式中，通常上部的氧化劑入口可限定總開ロ面積的約5至約49%，總開ロ面積的約5至約35%，總開ロ面積的約10至約20%，或者總開ロ面積的10至15%。如圖2所示，上述下部氧化劑入口可包括下部氧化劑噴灑器112。此外，上述上部氧化劑入口可包括ー個或多個上部氧化劑噴灑器114a，b，C?，F(xiàn)在參見圖3，沿著3-3線顯示了次級氧化反應器104的橫截面，特別圖示了上部氧化劑噴灑器114a。如圖3所示，上部氧化劑噴灑器114a可包括多個用于將氣相氧化劑引入次級反應區(qū)118內的氧化劑排出ロ124。雖然未示出，但是上部氧化劑噴灑器114b和114c中的每ー個也都可以包括多個氧化劑排出ロ。類似地，下部氧化劑噴灑器112也可包括多個氧化劑排出ロ。在一種或多種實施方式中，上部氧化劑噴灑器114a，b, c所限定的氧化劑排出ロ 124的至少50%、至少60%、至少70%、至少80%、至少90%、至少95%或至少99%可以取向為朝通常向下的方向排出氣相氧化劑。在本文中使用吋，術語“向下”表示任何在上部氧化劑噴灑器114a，b，c的通常下側之下延伸的垂直夾角在15°以內的方向。在各種實施方式中，位于下部氧化劑噴灑器112內的氧化劑排出ロ的至少50%、至少60%、至少70%、至少80%、至少90%、至少95%或者至少99%可以取向為朝通常向下的方向和/或與垂直向下呈45°角或大約45°角排出氣相氧化劑。如上所述，引入次級反應區(qū)118的至少一部分氣相氧化劑和反應介質120a可合并形成反應介質120b。在一種或多種實施方式中，可能期望反應介質120b具有極少的低氧濃度區(qū)。這種低氧含量區(qū)的最小化可通過理論上將反應介質120b的整個體積分割為20個體積均一的不連續(xù)的水平分層來量化。除最高和最低的水平分層之外，各水平分層是側面以反應器側壁為界且頂端和底端以假想的水平面為界的不連續(xù)的體積。最高的水平分層底端以假想的水平面為界，且頂端以反應介質的上表面為界，或者在滿液(liquid-full)塔的情況下，以容器的上端為界。最低的水平分層頂端以假想的水平面為界且底端以容器下端為界。在各種實施方式中，當反應介質120b的整個體積在理論上分割為20個等體積的不連續(xù)的水平分層時，沒有2個相鄰的水平分層具有小于7、小于8、小于9或小于IOppmw的總(combined)時間-平均和體積-平均氧含量。在其它實施方式中，20個水平分層中沒有ー個具有小于7、小于8、小于9或小于IOppmw的時間-平均和體積-平均氧含量。再次參見圖2，通常原料、氧化劑和回流物流引入初級氧化反應器102內的方式和初級氧化反應器102的操作方式與以上參照圖I的泡罩塔反應器20描述的基本相同。然而，初級氧化反應器102 (圖2)與泡罩塔反應器20 (圖I)之間的ー個差別是初級氧化反應器102不包括允許反應介質120a的漿料相直接由初級反應容器106排出以供下游加工的出ロ。相反，初級氧化反應器102要求反應介質120a的漿料相在自反應器系統(tǒng)100排出之前先經過次級氧化反應器104。如上所述，在次級氧化反應器104的次級反應區(qū)118內，反應介質120b經受進ー步氧化，以幫助純化反應介質120b的液相和/或固相。在對ニ甲苯進料到反應區(qū)116的方法中，離開初級反應區(qū)116并進入次級反應區(qū) 118的反應介質120a的液相一般包含至少ー些對甲苯甲酸。在各種實施方式中，進入次級反應區(qū)118的對甲苯甲酸的很大一部分可在次級反應區(qū)118內氧化。因此，離開次級反應區(qū)118的反應介質120b液相中的對甲苯甲酸的時間-平均濃度可小于進入次級反應區(qū)118的反應介質120a/b液相中的對甲苯甲酸的時間-平均濃度。在各種實施方式中，離開次級反應區(qū)118的反應介質120b液相中的對甲苯甲酸的時間-平均濃度可小于進入次級反應區(qū)118的反應介質120a/b液相中的對甲苯甲酸的時間-平均濃度的大約50%、10%或5%。進入次級反應區(qū)118的反應介質120a/b液相中的對甲苯甲酸的時間-平均濃度可為至少約250ppmw,在約500至約6，OOOppmw的范圍，或者在1，000至4，OOOppmw的范圍。作為對照，離開次級反應區(qū)118的反應介質120b液相中的對甲苯甲酸的時間-平均濃度可為小于約 1，000、250 或 50pp麗。當反應介質120b在次級氧化反應器104的次級反應區(qū)118內加工吋，隨著反應介質120b的楽:料相向下流動通過次級反應區(qū)118,反應介質120b的氣體滯留量會減少。在各種實施方式中，進入次級反應區(qū)118的反應介質120a/b與離開次級反應區(qū)118的反應介質120b的時間-平均氣體滯留量的比值可為至少約2 :1、10 :1或25 :1。此外、進入次級反應區(qū)118的反應介質120a/b的時間-平均氣體滯留量可在約0. 4至約0. 9的范圍，在約0. 5至約0. 8的范圍，或者在0. 55至0. 7的范圍。而且,離開次級反應區(qū)118的反應介質120b的時間-平均氣體滯留量可小于約0. 1、0. 05或0. 02。在一種或多種實施方式中，初級反應區(qū)116內的反應介質120a與次級反應區(qū)118內的反應介質120b的時間-平均氣體滯留量的比值可大于約I :1，在約I. 25 1至約5 1的范圍，或者在I. 5 :1至4 :1的范圍，其中氣體滯留量值是在初級和次級反應區(qū)116和118的任意高度，在初級和次級反應區(qū)116和118任何對應高度，在初級和/或次級反應區(qū)116和118的[1/4]高度，在初級和/或次級反應區(qū)116和118的[1/2]高度，在初級和/或次級反應區(qū)116和118的[3/4]高度測量的，和/或是初級和/或次級反應區(qū)116和118的整個高度上的平均值。在各種實施方式中，初級反應區(qū)116內的反應介質120a部分的時間-平均氣體滯留量可在約0. 4至約0. 9的范圍，在約0. 5至約0. 8的范圍，或者在0. 55至0. 70的范圍，其中氣體滯留量是在初級反應區(qū)116的任意高度，在初級反應區(qū)116的[1/4]高度，在初級反應區(qū)116的[1/2]高度，在初級反應區(qū)116的[3/4]高度測量的，和/或是初級反應區(qū)116整個高度上的平均值。此外，次級反應區(qū)118內的反應介質120b部分的時間-平均氣體滯留量可在約0. 01至約0. 6的范圍，在約0. 03至約0. 3的范圍，或者在0. 08至0. 2的范圍，其中氣體滯留量是在次級反應區(qū)118的任意高度，在次級反應區(qū)118的[1/4]高度，在次級反應區(qū)118的[1/2]高度，在次級反應區(qū)118的[3/4]高度測量的，和/或是次級反應區(qū)118整個高度上的平均值。在初級和次級反應區(qū)116和118中，反應介質120的溫度可以大致相同。在各種實施方式中，該溫度可在約125至約200° C的范圍，在約140至約180° C的范圍，或者在150至170° C的范圍。然而，在初級反應區(qū)116內部可形成溫度差，例如以下參照圖4更詳細描述的那些。在各種實施方式中，同樣大小(magnitude)的溫度差也可存在于次級反應區(qū)118內部，并且也可存在于初級反應區(qū)116與次級反應區(qū)118之間。與初級反應區(qū)116內的溫度梯度相比，這些額外的溫度梯度與次級反應區(qū)118內發(fā)生的化學反應，額外氧化劑到次級反應區(qū)118的引入，和次級反應區(qū)118內現(xiàn)存的靜壓カ有夫。如以上公開地，在各種實施方式中，初級反應區(qū)116內的氣泡滯留量可比次級反應區(qū)118內更大。因此，初級反應區(qū)116內的靜壓カ可比次級反應區(qū)118內更大。這種壓力差的大小取決于液體或漿料 密度的大小，和兩反應區(qū)之間在氣泡滯留量上的差別。在進ー步低于次級反應區(qū)118上邊界的高度處，該壓力差的大小増大。如圖2所示，進料到反應器系統(tǒng)100的總分子氧的一部分經由下部氧化劑噴灑器112，并且任選地經由ー個或多個上部氧化劑噴灑器114a，b，c引入次級氧化反應器104的次級反應區(qū)118。在各種實施方式中，進料到反應器系統(tǒng)100的總分子氧的大部分可以引入初級反應區(qū)116，余量引入次級反應區(qū)118。在一種或多種實施方式中，進料到反應器系統(tǒng)100的總分子氧的至少約70、90、95或98摩爾％可引入初級反應區(qū)116。而且，引入初級反應區(qū)116的分子氧量與引入次級反應區(qū)118的分子氧量的摩爾比可為至少約2 :1，在約4:1至約200 1的范圍，或者在10 :1至100 1的范圍。雖然ー些溶劑和/或可氧化化合物(如對ニ甲苯)可直接進料到次級反應區(qū)118，但是在各種實施方式中，進料到反應器系統(tǒng)100的溶劑和/或可氧化化合物總量的少于約10、5或I重量％直接進料到次級反應區(qū)118。在各種實施方式中，初級反應容器106的初級反應區(qū)116內的反應介質120a的體積、停留時間和空時率(space time rate)可大幅高于次級反應容器110的次級反應區(qū)118內的反應介質120b的體積、停留時間和空時率。因此，進料到反應器系統(tǒng)100的可氧化化合物(如對ニ甲苯)的大多數(shù)可在初級反應區(qū)116內氧化。在各種實施方式中，在反應器系統(tǒng)100內氧化的所有可氧化化合物的至少約80、90或95重量％可以是在初級反應區(qū)116內氧化的。在一種或多種實施方式中，初級反應區(qū)116內的反應介質120a的時間-平均表觀氣速可為至少約0. 2,0. 4,0. 8或I米每秒，其中表觀氣速是在初級反應區(qū)116的任意高度，在初級反應區(qū)116的[1/4]高度，在初級反應區(qū)116的[1/2]高度，在初級反應區(qū)116的[3/4]高度測量的，和/或是初級反應區(qū)116整個高度上的平均值。雖然次級反應區(qū)118內的反應介質120b可具有與初級反應區(qū)116內的反應介質120a相同的表觀氣速，但是在各種實施方式中，次級反應區(qū)118內的反應介質120b的時間-平均表觀氣速可小于初級反應區(qū)116內的反應介質120a的時間-平均表觀氣速。由于例如次級反應區(qū)118內相比初級反應區(qū)116降低的分子氧需求，使得次級反應區(qū)118內的這種表觀氣速的降低成為可能。初級反應區(qū)116內的反應介質120a與次級反應區(qū)118內的反應介質120b的時間-平均表觀氣速的比值可為至少約1.25 :1、2 :1或5 :1，其中表觀氣速是在初級和次級反應區(qū)116和118的任意高度，在初級和次級反應區(qū)116和118的任意對應高度，在初級和/或次級反應區(qū)116和118的[1/4]高度，在初級和/或次級反應區(qū)116和118的[1/2]高度，在初級和/或次級反應區(qū)116和118的[3/4]高度測量的，和/或是初級和/或次級反應區(qū)116和118整個高度的平均值。在各種實施方式中，次級反應區(qū)118內的反應介質120b的時間-平均和體積-平均表觀氣速可以小于約0. 2、0. I或0. 06米/秒，其中表觀氣速是在次級反應區(qū)118的任意高度，在次級反應區(qū)118的[1/4]高度，在次級反應區(qū)118的[1/2]高度，在次級反應區(qū)118的[3/4]高度測量的，和/或是次級反應區(qū)118整個高度上的平均值。借助這些更低的表觀氣速，可使反應介質120b的漿料相在次級反應區(qū)118內的向下流動朝柱塞流方向遷移。例如，在對ニ甲苯氧化形成TPA的過程中，對甲苯甲酸液相濃度的相對垂直梯度在次級反應區(qū)118內可以比在初級反應區(qū)116內大得多。就算次級反應區(qū)118是具有液體和漿料組合物的軸向混合的泡罩塔，依然如此。次級反應區(qū)118內的反應介質120b的漿料相(固體+液體)和液相的時間-平均表觀速度可以小于約0. 2,0. I或0. 06米/秒，其中表觀速度是在次級反應區(qū)118的任意高度，在次級反應區(qū)118的[1/4]高度，在次級反應區(qū)118的[1/2]高度，在次級反應區(qū)118的[3/4]高度測量的，和/或是次級反 應區(qū)118整個高度上的平均值。在各種實施方式中，位于次級反應區(qū)118內的反應介質120b的液相可以具有至少約I分鐘，在約2至約60分鐘范圍，或者在5至30分鐘范圍的在次級反應區(qū)118內的質量-平均停留時間。如上所述，上文參照圖I描述的泡罩塔反應器的某些物理和操作特征為所加工的反應介質提供了壓力、溫度和反應物(即氧和可氧化化合物)濃度的垂直梯度。如上所述，與傾向使用充分混合的反應介質的常規(guī)氧化過程相比，該垂直梯度可提供更加有效和經濟的氧化過程，其中所述充分混合的反應介質整體上具有相對均勻的壓力、溫度和反應物濃度。通過采用本發(fā)明實施方式的氧化系統(tǒng)使得可能形成氧、可氧化化合物(如對ニ甲苯)和溫度的垂直梯度，現(xiàn)在對本發(fā)明實施方式作更詳細地論述?，F(xiàn)在參見圖4，為了量化泡罩塔反應器內在氧化過程中存在于反應介質內的反應物濃度梯度，可在理論上將反應介質的整個體積分割為30個具有相等體積的不連續(xù)的水平分層。圖4圖示了將反應介質分割為30個具有相等體積的不連續(xù)的水平分層的基本原理。除最高和最低的水平分層之外，各水平分層是頂端和底端以假想的水平面為界且側面以反應器壁為界的不連續(xù)的體積。最高的水平分層底端以假想的水平面為界且頂端以反應介質的上表面為界。最低的水平分層頂端以假想的水平面為界且底端以容器殼體底部為界。一旦在理論上將反應介質分割為30個具有相等體積的不連續(xù)的水平分層之后，即可確定各水平分層的時間-平均和體積-平均的濃度。在所有30個水平分層中具有最高濃度的単獨水平分層可標示為“C-max水平分層”。位于上述C-max水平分層上方并且在所有位于上述C-max水平分層上方的水平分層當中具有最低濃度的単獨水平分層可標示為“C-min水平分層”。然后，垂直濃度梯度可計算為C-max水平分層內的濃度與C-min水平分層內的濃度的比值。對于氧濃度梯度的量化，當反應介質在理論上分割為30個具有相等體積的不連續(xù)的水平分層時，O2Iiax水平分層標示為在所有30個水平分層當中具有最高的氧濃度，而02-min水平分層標示為在所有位于上述O2-Hiax水平分層上方的水平分層當中具有最低的氧濃度。水平分層的氧濃度在反應介質的氣相中測量，且以時間-平均和體積-平均的濕基摩爾數(shù)計。在各種實施方式中，O2-Hiax水平分層的氧濃度與O2-Hiin水平分層的氧濃度的比值可在約2 1至約25 1的范圍，在約3 1至約15 1的范圍，或者在4 :1至10 1的范圍。一般情況下，O2-Hiax水平分層會位于接近反應介質底部處，而O2-Hiin水平分層會位于接近反應介質頂部處。在一種或多種實施方式中，O2-Hiin水平分層可以是30個不連續(xù)的水平分層中最上部的5個水平分層之一。此外，如圖4所示，O2-Hiin水平分層可以是30個不連續(xù)的水平分層中最上部的ー個。在各種實施方式中，O2-Hiax水平分層可以是30個不連續(xù)的水平分層中最下部的10個水平分層之一。此外，O2-Hiax水平分層可以是30個不連續(xù)的水平分層中最下部的5個水平分層之一。例如，圖4顯示O2-Hiax水平分層為自反應器底部起倒數(shù)第三個水平分層。在一種或多種實施方式中，O2-Hiin和O2-Hiax水平分層之間的垂直距離可為至少約2WP，至少約4WP、或至少6WP。此外，O2-Hiin和02_max水平分層之間的垂直距離可為至少約0. 2HP、至少約0. 4HP、或至少0. 6HP。 O2-Hiin水平分層的時間-平均和體積-平均的濕基氧濃度可在約0. I至約3摩爾％的范圍，在約0. 3至約2摩爾％的范圍，或者在0. 5至I. 5摩爾％的范圍。O2-Hiax水平分層的時間-平均和體積-平均的氧濃度可在約4至約20摩爾％范圍，在約5至約15摩爾％的范圍，或者在6至12摩爾％的范圍。經由氣體出ロ從反應器排出的氣體排出物的時間-平均的干基氧濃度可在約0. 5至約9摩爾％的范圍，在約I至約7摩爾％的范圍，或者在I. 5至5摩爾％的范圍。因為朝向反應介質頂部氧濃度下降如此顯著，所以使得反應介質頂部的氧需求可以降低。接近反應介質頂部的這種氧需求的降低可通過構建可氧化化合物(如對ニ甲苯)濃度的垂直梯度來實現(xiàn)，其中可氧化化合物的最低濃度位于接近反應介質頂部處。對于可氧化化合物(如對ニ甲苯)濃度梯度的量化，當反應介質在理論上分割為30個具有相等體積的不連續(xù)的水平分層時，OC-max水平分層標示為在所有30個水平分層當中具有最高的可氧化化合物濃度，而OC-min水平分層標示為在位于上述OC-max水平分層上方的水平分層當中具有最低的可氧化化合物濃度。水平分層的可氧化化合物的濃度在液相中測量，以時間-平均和體積-平均的質量分數(shù)計。在各種實施方式中，OC-max水平分層的可氧化化合物濃度與OC-min水平分層的可氧化化合物濃度的比值可為大于約5:1、大于約10 :1、大于約20 :1、或者在40 1至1000 1的范圍?！闱闆r下，OC-max水平分層會位于接近反應介質底部處,而0C_min水平分層會位于接近反應介質頂部處。在一種或多種實施方式中，OC-min水平分層可以是30個不連續(xù)的水平分層中最上部的5個水平分層之一。此外，如圖4所示，OC-min水平分層可以是30個不連續(xù)的水平分層中最上部的ー個。在各種實施方式中，OC-max水平分層可以是30個不連續(xù)的水平分層中最下部的10個水平分層之一。此外，OC-max水平分層可以是30個不連續(xù)的水平分層中最下部的5個水平分層之一。例如，圖4顯示OC-max水平分層為自反應器底部起倒數(shù)第五個水平分層。在各種實施方式中，OC-min和OC-max水平分層之間的垂直距離可為至少約2WP (其中“WP”是反應介質的最大寬度)、至少約4WP、或至少6WP。給定反應介質的高度“HP”，OC-min和OC-max水平分層之間的垂直距離可為至少約0. 2HP、至少約0. 4HP、或至少0. 6HP。OC-min水平分層液相中的時間-平均和體積_平均的可氧化化合物(如對ニ甲苯)濃度可為小于約5，000 ppmw、小于約2，000 ppmw、小于約400 ppmw,或者在I ppmw至100 ppmw的范圍。OC-max水平分層液相中的時間-平均和體積_平均的可氧化化合物濃度可在約100 ppmw至約10，000 ppmw的范圍，在約200 ppmw至約5，000 ppmw的范圍，或者在500 ppmw至3，000 ppmw的范圍。雖然泡罩塔反應器可在可氧化化合物的濃度中提供垂直梯度，但是也可以使在液相中具有高于1，000 ppmw的可氧化化合物濃度的反應介質的體積百分比最小。在各種實施方式中，在液相中具有高于1，000 ppmw的可氧化化合物濃度的反應介質的時間-平均的體積百分比可為小于約9%、小于約6%、或小于3%。此外,在液相中具有高于2，500 ppmw的可氧化化合物濃度的反應介質的時間-平均的體積百分比可為小于約I. 5%、小于約1%、或小于0. 5%。此外，在液相中具有高于10，000 ppmw的可氧化化合物濃度的反應介質的時間-平均的體積百分比可為小于約0. 3%、小于約0. 1%、或小于0. 03%。此外，在液相中具有高于25，000 ppmw的可氧化化合物濃度的反應介質的時間-平均的體積百分比可為小于約 0. 03%、小于約0. 015%、或小于0. 007%。發(fā)明人注意到具有該較高水平的可氧化化合物的反應介質的體積并不必處于單個連續(xù)的體積內。很多時候，泡罩塔反應容器內無序的流動型態(tài)同時產生了兩個或更多個自身連續(xù)但又彼此分隔開的具有該較高水平的可氧化化合物的反應介質部分。在每次計算時間平均值時，所有這類連續(xù)但又分開的大于總反應介質的0. 0001體積％的體積加合在一起來確定在液相中具有該較高水平的可氧化化合物濃度的總體積。除上述氧和可氧化化合物的濃度梯度之外，在反應介質中可以存在溫度梯度。再次參見圖4，溫度梯度可以類似于濃度梯度的方式，通過在理論上將反應介質分割為30個具有相等體積的不連續(xù)的水平分層并測量各分層的時間-平均和體積-平均的溫度來量化。最底部的15個水平分層中具有最低溫度的水平分層則可以標示為T-min水平分層，而位于上述T-min水平分層上方并且在上述T-min水平分層上方的所有分層中具有最高溫度的水平分層則可以標示為T-max水平分層。在各種實施方式中，T-max水平分層的溫度可比T-min水平分層的溫度高至少約1° C，比T-min水平分層的溫度高約I. 25至約12° C，或者比T-min水平分層的溫度高2至8° C。T-max水平分層的溫度可在約125至約200° C的范圍，在約140至約180° C的范圍，或者在150至170° C的范圍。一般情況下，T-max水平分層會位于接近反應介質中心處，而T_min水平分層會位于接近反應介質底部處。在各種實施方式中，T-min水平分層可為最底部的15個水平分層中最下部的10個水平分層之一，或者是最底部的15個水平分層中最下部的5個水平分層之一。例如，圖4顯示T-min水平分層為自反應器底部數(shù)第二個水平分層。在各種實施方式中，T-max水平分層可為30個不連續(xù)的水平分層的中間20個水平分層之一，或者30個不連續(xù)的水平分層的中間14個水平分層之一。例如，圖4顯示T-max水平分層為自反應器底部數(shù)第二十個水平分層(即中間10個水平分層之ー)。T-min和T-max水平分層之間的垂直距離可為至少約2WP，至少約4WP、或至少6WP。T-min和T_max水平分層之間的垂直距離可為至少約0. 2HP,至少約0. 4HP、或至少0. 6HP。如上所述，當反應介質內存在垂直溫度梯度時，在反應介質溫度最高的較高位置處排出反應介質可能是有利的，尤其是在排出產物經受再下游的更高溫度的加工吋。因此，如圖2所示，當反應介質120經由ー個或多個較高的出口從反應區(qū)排出時，該較高的出ロ(或多個出口)可位于接近T-max水平分層處。在各種實施方式中，所述較高的出口可位于距T-max水平分層10個水平分層以內的位置，距T-max水平分層5個水平分層以內的位置，或者距T-max水平分層2個水平分層以內的位置?，F(xiàn)在指出本文所述的許多發(fā)明特征可應用在多氧化反應器系統(tǒng)中，而非僅限于采用單個氧化反應器的系統(tǒng)。此外，本文描述的某些發(fā)明特征可應用在機械-攪拌和/或流動-攪拌式氧化反應器中，而非僅限于氣泡-攪拌式反應器(即泡罩塔反應器)。例如，發(fā)明人已經發(fā)現(xiàn)了與整個反應介質內分段的/變化的氧濃度和/或耗氧率相關的某些優(yōu)點。無論反應介質的總體積是容納在單個容器內還是容納在多個容器內，通過反應介 質內的氧濃度/消耗的分段所實現(xiàn)的優(yōu)點均可實現(xiàn)。并且，無論所述反應容器(或多個反應容器)是否是機械-攪拌、流動-攪拌和/或氣泡-攪拌的，通過反應介質內的氧濃度/消耗的分段所實現(xiàn)的優(yōu)點均可實現(xiàn)。量化反應介質內的氧濃度和/或耗氧率的分段程度的ー種方法是比較兩個或更多個不同的20%連續(xù)體積的反應介質。這些20%連續(xù)體積不必限定為任何具體的形狀。然而，各20%連續(xù)體積都必須由連續(xù)體積的反應介質形成(即各體積為“連續(xù)的”)，且所述20%連續(xù)體積不能相互重疊(即所述多個體積是“不同的”)。這些不同的20%連續(xù)體積可位于同一反應器內或者多個反應器內?，F(xiàn)在參見圖5，泡罩塔反應器顯示為容納反應介質，該反應介質包括第一不同的20%連續(xù)體積37和第二不同的20%連續(xù)體積39。反應介質內氧可得性的分段可通過利用在氣相中具有最充裕的氧摩爾分數(shù)的20%連續(xù)體積的反應介質，和利用在氣相中具有最貧瘠的氧摩爾分數(shù)的20%連續(xù)體積的反應介質來量化。在包含最高氧濃度的不同的20%連續(xù)體積的反應介質的氣相中，時間-平均和體積-平均的濕基氧濃度可在約3至約18摩爾％的范圍，在約3. 5至約14摩爾％的范圍，或者在4至10摩爾％的范圍。在包含最低氧濃度的不同的20%連續(xù)體積的反應介質的氣相中，時間-平均和體積-平均的濕基氧濃度可在約0. 3至約5摩爾％的范圍，在約0. 6至約4摩爾％的范圍，或者在0. 9至3摩爾％的范圍。并且，最充裕的20%連續(xù)體積的反應介質與最貧瘠的20%連續(xù)體積的反應介質中的時間-平均和體積-平均的濕基氧濃度的比值可在約I. 5 1至約20 1的范圍，在約2 :1至約12 1的范圍，或者在3 :1至9 :1的范圍。反應介質內耗氧率的分段可依據(jù)上文開始時描述的氧-STR來量化。氧-STR在前文中是從整體角度(即從整個反應介質的平均氧-STR的角度)描述的；然而，氧-STR也可以從局部角度(即一部分反應介質)考慮，以量化整個反應介質內的耗氧率的分段。發(fā)明人發(fā)現(xiàn)使整個反應介質內的氧-STR變化與本文公開的涉及反應介質內的壓カ和反應介質氣相內的分子氧摩爾分數(shù)的所需梯度大體一致可能是有用的。因此，在各種實施方式中，第一不同的20%連續(xù)體積的反應介質的氧-STR與第二不同的20%連續(xù)體積的反應介質的氧-STR的比值可在約I. 5 1至約20 1的范圍，在約2 1至約12 1的范圍，或者在3 :1至9 :1的范圍。在一種實施方式中，相比“第二不同的20%連續(xù)體積”，“第一不同的20%連續(xù)體積”可位于更靠近分子氧最初引入反應介質內的位置處。當部分氧化反應介質容納在泡罩塔氧化反應器中或者容納在任何其它類型的反應容器中，其中在反應介質的氣相中構建了分子氧的壓力和/或摩爾分數(shù)的梯度時(例如，在具有通過使用多個具有強烈徑向流的葉輪實現(xiàn)的多個垂直布置的攪拌區(qū)的機械攪拌式容器內，其中該徑向流可能通過大致水平的擋板部件加強，其中氧化劑流從接近反應容器下部的進料大致向上上升，盡管在各垂直布置的攪拌區(qū)內部可能發(fā)生相當大的氧化劑流返混并且ー些氧化劑流的返混可能發(fā)生在相鄰的垂直布置的攪拌區(qū)之間)氧-STR的這些大梯度可能是有利的。換而言之，當反應介質的氣相中存在分子氧的壓力和/或摩爾分數(shù)的梯度時，發(fā)明人發(fā)現(xiàn)構建類似的對溶解氧的化學需求的梯度可能是有利的。根據(jù)本文公開的其它內容，引起局部氧-STR變化的ー種方法是通過控制可氧化化合物的進料位置和通過控制反應介質的液相的混合來控制可氧化化合物的濃度梯度。引起局部氧-STR變化的其它可用手段包括通過引起局部溫度變化和通過改變催化劑與溶劑組分的局部混合物來引起反應活性的變化(例如，通過引入額外的氣體在反應介質的特定部分引起蒸發(fā)冷卻和/或通過添加包含較高水量的溶劑物流來降低反應介質的特定部分內的活性)?，F(xiàn)在參見圖6，圖示了采用氧化反應器系統(tǒng)200生產純化對苯ニ甲酸(“PTA”) 的エ藝，氧化反應器系統(tǒng)200包括初級氧化反應器200a和次級氧化反應器200b。在圖6所示的構造中，初始漿料可由初級氧化反應器200a產生，并且隨后可在純化系統(tǒng)202中進行提純，而次級氧化反應器200b是純化系統(tǒng)202的一部分。從初級氧化反應器200a排出的初始漿料可包含固體粗對苯ニ甲酸(“CTA”)顆粒和液體母液。一般情況下，初始漿料可包含約10至約50重量％的固體CTA顆粒，余量為液體母液。存在于從初級氧化反應器200a排出的初始漿料中的固體CTA顆?？砂辽偌s400ppmw的4-羧基苯甲醛(“4-CBA”)，至少約 800ppmw 的 4-CBA，或者在 1，000 至 15，OOOppmw 范圍的 4-CBA。純化系統(tǒng)202接收從初級氧化反應器200a排出的初始漿料，并降低存在于CTA中的4-CBA和其它雜質的濃度。純化系統(tǒng)202可產生更純的/純化的漿料，并且該漿料可在分離系統(tǒng)204中進行分離和干燥，從而產生更純的固體對苯ニ甲酸顆粒，其包含低于約400ppmw 的 4-CBA,低于約 250ppmw 的 4-CBA,或者在 10 至 200ppmw 范圍的 4-CBA。純化系統(tǒng)202包括次級氧化反應器200b、煮解器(digester) 206和單個結晶器208。在次級氧化反應器200b中，初始漿料在一定條件下經受氧化，所述條件例如以上針對圖2中的次級氧化反應器104所述的條件。離開次級氧化反應器200b的漿料被引入煮解器206。在煮解器206中，可在稍高于初級氧化反應器200a中所用溫度的溫度下進行進一步的氧化反應。初級氧化反應器200a中產生的CTA顆粒的高表面積、小粒度和低密度可以使得陷在CTA顆粒中的某些雜質變得可供在煮解器206中氧化，而無需CTA顆粒在煮解器206中完全溶解。因此，煮解器206中的溫度可低于許多類似的現(xiàn)有技術的エ藝。在煮解器206中進行的進一步氧化可使CTA中的4-CBA濃度降低至少200ppmw、至少約400ppmw、或者600至6，OOOppmw。煮解器206內的煮解溫度可比反應器200a內的初級氧化溫度高至少約10° C，比反應器200a內的初級氧化溫度高至少約20至約80° C，或者比反應器200a內的初級氧化溫度高至少30至50° C。煮解溫度可在約160至約240° C的范圍、在約180至約220° C的范圍、或者在190至210° C的范圍。在各種實施方式中，來自煮解器206的精制產品在于分離系統(tǒng)204內分離之前只需要在結晶器208內的單個結晶步驟即可。在美國專利7，132，566中更詳細地論述了適合的次級氧化/煮解技術，其全部公開內容通過引用方式明確地并入本文。通過圖6所示系統(tǒng)生產的對苯ニ甲酸(如PTA )可形成為具有至少約40微米(um),在約50至約2，000 u m范圍，或者在60至200 y m范圍的平均粒度的PTA顆粒。所述PTA顆粒可具有低于約0. 25 m2/g，在約0.005至約0.2 m2/g范圍，或者在0. 01至0. 18m2/g范圍的平均BET表面積。通過圖6所示系統(tǒng)生產的PTA適合用作制造PET的原料。一般情況下，PET經由對苯ニ甲酸與こニ醇的酯化反應，隨后經由縮聚反應制造。在各種實施方式中，通過本發(fā)明實施方式生產的對苯ニ甲酸可用作美國專利6，861，494中描述的管式反應器PETエ藝的進料，其全部公開內容通過引用方式并入本文。具有本文公開的形態(tài)的CTA顆?？赡芴貏e適用于上述用于降低4-CBA含量的氧化煮解過程。此外，這些CTA顆粒可以在涉及所述顆粒的溶解和/或化學反應的各種其它后續(xù)エ藝中提供多種優(yōu)點。這些附加的后續(xù)エ藝包括，但不限于，與至少ー種含羥基化合物形成酷化合物的反應，特別是CTA與甲醇形成對苯ニ甲酸ニ甲酯和雜質酯的反應；與至少一種ニ醇形成酯單體和/或聚合物的反應，特別是CTA與こニ醇形成聚對苯ニ甲酸こニ醇酷(PET)的反應；和在包括但不限于水、こ酸和N-甲基-2-吡咯烷酮的溶劑中的完全或部分溶解，它可以包括進ー步加工，包括但不限于更純的對苯ニ甲酸的再析出和/或除羧基 外的羰基基團的選擇性化學還原。特別包括的是CTA在包含水的溶劑中的基本溶解聯(lián)合部分氫化，該エ藝使醛，特別是4-CBA、芴酮、苯基酮和/或蒽醌的量降低。定義
應當理解以下不意在表示排他性的所限定術語的列表。其它定義可以在以上描述中提供，例如伴隨所限定術語在上下文中的使用提供。在本文中使用吋，術語“一”、“ー種”和“該”表示ー種或多種。在本文中使用吋，術語“和/或”用在兩個或更多個項目的列表中時，表示所列舉的項目中任何一個均可単獨使用或者可以使用所列舉項目中的兩個或更多個的任意組合。例如，如果組合物描述為包含組分A、B和/或C，那么該組合物可以包含單獨A ;單獨B ;單獨C ;A和B的組合；A和C的組合、B和C的組合；或者A、B和C的組合。在本文中使用吋，術語“包括”、“包括有”、和“含有”是開放式的過渡術語，用于由記載在該術語之前的主題過渡到記載在該術語之后的ー個或多個要素，其中所述過渡術語之后列舉的所述要素或多個要素不必是構成所述主題的全部要素。在本文中使用吋，術語“具有”、“具”和“有”具有與上述“包括”、“包括有”和“含有”相同的開放式的含義。在本文中使用吋，術語“包含”、“包含有”和“含”具有與上述“包括”、“包括有”和“含有”相同的開放式的含義。數(shù)值范圍
本說明書使用數(shù)值范圍來量化某些與本發(fā)明有關的參數(shù)。應當理解當提供了數(shù)值范圍時，該范圍應當解釋為給僅記載了該范圍的下限值的權利要求限定以及僅記載了該范圍的上限值的權利要求限定提供了字面上的支持。例如，公開的10至100的數(shù)值范圍給表述為“大于10”(不帶上限)和表述為“小于100”(不帶下限)的權利要求提供了字面上的支持。本說明書采用具體的數(shù)值來量化某些與本發(fā)明有關的參數(shù)，其中該具體數(shù)值未明確表示為數(shù)值范圍的一部分。應當理解，本文提供的每一具體數(shù)值均應解釋為給寬范圍、中間范圍和窄范圍提供了字面上的支持。每ー具體數(shù)值所關聯(lián)的寬范圍是該數(shù)值加減其自身的60%得到的范圍，四舍五入到兩位有效數(shù)字。每一具體數(shù)值所關聯(lián)的中間范圍是該數(shù)值加減其自身的30%得到的范圍，四舍五入到兩位有效數(shù)字。每一具體數(shù)值所關聯(lián)的窄范圍是該數(shù)值加減其自身的15%得到的范圍，四舍五入到兩位有效數(shù)字。例如，如果說明書記載了 62° F的具體溫度，那么該記載為25° F至99° F (62° F +/- 37° F)的寬數(shù)值范圍，43° F至81。F (62° F +/- 19° F)的中間數(shù)值范圍，和53。F至71。F (62° F+/_ 9° F)的窄數(shù)值范圍提供了字面上的支持。這些寬數(shù)值范圍、中間數(shù)值范圍和窄數(shù)值范圍不僅應當適用于具體數(shù)值，而且也應當適用于這些具體數(shù)值之間的差值。因此，如果說明書記載了 110 psia的第一壓カ和48 psia的第二壓カ(差值為62 psi),那么對于這兩股物流之間的壓力差的寬范圍、中間范圍和窄范圍分別是25至99 psi、43至81 psi、和53至 71 psi。 權利要求不限于所公開的實施方式
以上描述的本發(fā)明的各種形式僅用作舉例說明的目的，并且不應當以限制性的方式用于解釋本發(fā)明的范圍。本領域技術人員可以在不偏離本發(fā)明精髄的前提下很容易地對以上給出的示例性的實施方式作出各種變更。
權利要求
1.通過使?jié){料與氣相氧化劑接觸生產多元羧酸的系統(tǒng)，所述系統(tǒng)包括 包括第一漿料出口的初級氧化反應器；和 包括漿料入口和第二漿料出口的次級氧化反應器， 其中所述漿料入ロ與所述第一漿料出ロ下游側流體流連通， 其中所述次級氧化反應器在其內限定了具有最大長度Ls和最大直徑Ds的次級反應區(qū)， 其中所述漿料入口距所述次級反應區(qū)底部的距離在約0. 3LS至約0. 9LS的范圍。
2.權利要求I的系統(tǒng)，其中所述次級氧化反應器包括通常上部的氧化劑入口，其中所述通常上部的氧化劑入口距所述漿料入口小于0. 4LS，其中所述通常上部的氧化劑入口距所述次級反應區(qū)底部至少0. 5LS。
3.權利要求I的系統(tǒng)，其中所述次級氧化反應器包括通常下部的氧化劑入口，其中所述通常下部的氧化劑入口距所述次級反應區(qū)底部小于0. 3LS。
4.權利要求I的系統(tǒng)，其中所述漿料入口距所述次級反應區(qū)底部的距離在約0.5LS至約0. SLs的范圍，其中所述漿料入口距所述次級反應區(qū)底部的距離在約9DS至約15DS的范圍。
5.權利要求I的系統(tǒng)，其中所述次級反應區(qū)的LS:DS比在約141至約28 1的范圍。
6.權利要求I的系統(tǒng)，其中所述初級氧化反應器為泡罩塔反應器，其中所述次級氧化反應器為泡罩塔反應器。
7.權利要求I的系統(tǒng)，其中所述初級氧化反應器在其內限定了具有最大高度Lp的初級反應區(qū)，其中所述第一漿料出口距所述初級反應區(qū)的通常頂端和通常底端中的每一端至少.0. ILp0
8.權利要求7的系統(tǒng)，其中所述初級反應區(qū)與所述次級反應區(qū)的體積比在約4:1至約.50 1的范圍。
9.制造多元羧酸組合物的方法，所述方法包括 (a)使包括可氧化化合物的第一多相反應介質在初級氧化反應器內限定的初級反應區(qū)中氧化，從而產生第一漿料；和 (b)使所述第一漿料的至少一部分在次級氧化反應器內限定的次級反應區(qū)中與氣相氧化劑接觸，從而產生第二漿料， 其中所述次級反應區(qū)具有最大長度Ls和最大直徑Ds， 其中所述第一漿料的至少一部分在距所述次級反應區(qū)底部的距離在約0. 3LS至約.0. 91^范圍的漿料入口區(qū)域引入所述次級反應區(qū)。
10.權利要求9的方法，其中所述氣相氧化劑的第一部分在距所述漿料入口區(qū)域小于.0. 4LS的第一氧化劑入口區(qū)域引入所述次級反應區(qū)。
11.權利要求10的方法，其中所述第一氧化劑入口區(qū)域距所述次級反應區(qū)底部至少.0. 5LS。
12.權利要求10的方法，其中所述氣相氧化劑的第二部分在距所述次級反應區(qū)底部小于0. 3LS的第二氧化劑入口區(qū)域引入所述次級反應區(qū)。
13.權利要求9的方法，其中至少75重量％的所述第一漿料在所述漿料入口區(qū)域引入所述次級反應區(qū)，其中所述漿料入口區(qū)域距所述次級反應區(qū)底部的距離在約0. 5LS至約.0. 8Ls的范圍。
14.權利要求9的方法，其中所述氣相氧化劑的至少一部分和所述第一漿料的至少ー部分在所述次級反應區(qū)內合并形成第二多相反應介質，其中當所述第二多相反應介質的整個體積在理論上分割為20個等體積的不連續(xù)的水平分層時，沒有兩個相鄰的水平分層具有低于7個百萬分之一重量份(“ppmw”)的總時間-平均和體積-平均氧含量。
15.權利要求9的方法，其中所述第一漿料和第二漿料在液相中各自包含對甲苯甲酸，其中所述第二漿料的時間-平均和體積-平均的液相對甲苯甲酸濃度低于所述第一漿料的時間-平均和體積-平均的液相對甲苯甲酸濃度的50%。
16.權利要求9的方法，其中所述可氧化化合物為對ニ甲苯，其中所述多元羧酸為對苯ニ甲酸，其中所述氣相氧化劑為空氣。
17.權利要求9的方法，其中所述初級氧化反應器為泡罩塔反應器，其中所述次級氧化反應器為泡罩塔反應器。
18.權利要求9的方法，其中所述反應區(qū)的LS:DS比在約141至約28 1的范圍。
全文摘要
公開了用于垂直分割后氧化反應器的氧供應的工藝和設備。還公開了在中層入口將反應介質供應到后氧化反應器的工藝和設備。這類設備和工藝可以幫助減少整個后氧化反應器的氧匱乏。
文檔編號C07C63/26GK102811994SQ201080065953
公開日2012年12月5日 申請日期2010年12月9日 優(yōu)先權日2010年1月29日
發(fā)明者A.謝克, A.G.萬德斯 申請人:奇派特石化有限公司