专利名称：：优化的液相氧化方法
技术领域：
：本发明一般地涉及一种芳族化合物的液相催化氧化方法。本发明的一方面涉及二烷基芳族化合物(例如对-二甲苯)的部分氧化来制备粗制芳族二羧酸(例如粗制对苯二甲酸)，粗制芳族二羧酸随后可以进行纯化和分离。木发明的另一方面涉及提供更有效和更经济的液相氧化方法的改进型鼓泡塔反应器。
背景技术：
：各种现有商业方法中采用液相氧化反应。例如，液相氧化目前经常用f醛氧化为酸(例如丙醛氧化为丙酸)，环己烷氧化为己二酸，和烷基芳烃氧化为醇、酸或二酸。在后-一类(,烷雄》烃的氧化)中特别重要的商业氧化工艺为对-二甲苯液相催化部分氧化为对苯二甲酸。对苯二甲酸是.,中具有多种应用的重耍化合物。对苯二甲酸的主耍用途为生产聚对苯二甲酸乙二醇酷(PET)的进料。PET为一种在全球范闱内大量用于生产诺如瓶子、纤维和包装的产品的公知塑料。在典型的液相氧化方法屮，包括对-二甲苯部分氧化为对苯二甲酸，将液相进料物流和气相氧化剂物流引入反应器并且在反应器中形成多相反应介质。引入反应器的液相进料物流含有至少一种可氧化的有机化合物(例如对-二甲苯)，同时气相氧化剂物流含有分子氧。至少-一部分引入反应器的分子氧作为气休溶解到反应介质的液相中，由此提供液相反应可获得的氧。如果多相反应介质的液相含有不足浓度的分子氧(例如，如果一部分反应介质为"缺氧的")吋，不期望的副反应可以产生杂质和/或预期的反应的速率方面可被延迟。如果反应介质的液相含有太少可氧化的化合物时，反应速率可能慢得不合需要。另外，如果反应介质的液相含有过高浓度的可氧化的化合物时，额外的不期望的副反应可以产生杂质。传统的液相氧化反应器装配YL用于混合其中所含的多相反应介质的搅拌设备。提供反应介质的搅拌是为了促进分了氧溶解到反应介质的液相中，在反应介质的液相中保持浓度相对均匀的溶解氧，和在反应介质的液相中保持浓度相对均匀的可氧化的有机化合物。进行液相氧化的反应介质的搅拌经常通过容器中的机械搅拌设备来提供,例如连续搅拌槽反应器(CSTR)。虽然CST:R可提供反应介质的彻底搅拌，但是CSTR存在许多缺陷。例如，CSTR由于它们需要昂贵的电动机、流体密封型轴承和传动轴、和/或复杂的搅拌机理而具有相对高的投资成本。另外，传统CST:R的旋转和/或摆动机械元件需要定期维护。与该维护相关联的劳动力和停车时间增加了CSTR的操作成本。但是，即使进行定期维护，CST:R中采用的机械搅拌系统也容易出现机械故障，并且经过相对短的时间可能需要更换。鼓泡塔反应器提供了CSTR和其它机械搅拌型氧化反应器的-一种有吸引力的杼换方式。鼓泡塔反应器提供了反应介质的搅拌，不需要昂贵和不可靠的机械设备。鼓泡塔反应器通常包括其中含有反应介质的伸K的立式反应区。反应区中反应介质的搅拌主要通过上升穿过反应介质液相的气泡本身的浮力来提供。相对于机械搅拌型反应器来说，这种在鼓泡塔反应器中提供的自身浮力搅拌降低了投资和维护成本。另外，与鼓泡塔反应器相关的，基本上不存在移动的机械部件提供丫相对T机械搅拌型反应器更加不容易出现机械故障的氧化系统。当在传统氧化反应器(CSTR或鼓泡塔)中进行对-二甲苯的液相部分氧化时，从反应器屮排出的产物通常为含有粗制对苯二甲酸(CTA)和母液的浆料。CTA含有相对高浓度的杂质(例如4-羧基苯甲醛、对-甲苯甲酸、芴酮、和其它发色体)，使得其不适宜作为生产PET的进料。由此，通常将传统氧化反应器中生成的CTA进行纯化工艺,将CTA转化为适用于牛产PET的纯化对苯—甲酸(PTA)。—种用于将CTA转化为PTA的典型纯化方法，包括下列步骤(1)用水置换含有CTA的浆料的母液，(2)加热CTA/水浆料，以将CTA溶解T水中，(3)催化氢化CTA,Z水溶液，由此将杂质转化为更期望的和/或容易分离的化合物，(4)通过多级结晶步骤从氢化的溶液中沉淀获得的PTA，和(5)从剩余液体中分离结晶的PTA。虽然有效，但是这类传统纯化方法可能是非常昂贵的。导致传统CTA纯化方法的高成本的各种因素包括例如，促进CTA溶解于水所需的热能，氢化所需的催化剂，氢化所需的氢气流，由于-一些对苯二甲酸的氢化rfO导致的产率(yield)损失，和多级结晶所需的多个容器。til此，期望提供nj以无需热量促进的溶解于水、氢化和/或多级结晶就可以纯化的CTA产物。
发明内容由此，木发明的目的是，提供一种更有效的和更经济的液相氧化反应器和方法。本发明的另--目的是，提供一种用于对-二甲苯液相催化部分氧化为对苯二甲酸的、更有效的和更经济的反应器和力'法。本发明的仍另-一目的是，提供-一种鼓泡塔反应器，其促进形成较少杂质的改进的液相氧化反应。本发明的仍另-一目的是，提供一种用于制各纯对苯—甲酸(PTA)的、更有效的和更经济的系统，其通过液相氧化对-二甲苯制得粗制对苯二甲酸(CTA)并且随后将CTA纯化为PTA。木发明的另一目的是，提供一种用于氧化对-二甲苯和生产CTA产品的鼓泡塔反应器，其能够无需加热促进CTA溶解于水、氢化溶解的CTA、和/或多步结晶氢化的PTA来进行纯化。应当指出的是，如所附权利要求所限定的本发明的范围，并非局限于能够实现所有上述目的的方法或设备。rfn是，所要求的本发明的范围可以包含未实现全部或任意上述目的的多种系统。在阅读下列详细说明和附图的基础上，本发明的其它目的和优点对于本领域技术人员来说将是容易显而易见的。发明概要本发明的-一个实施方案涉及包括以下步骤的工艺(a)将含有分子氧的氧化剂物流引入鼓泡塔反应器的反应区内；(b)将含有可氧化化合物的进料物流引入反应区内，其中该进料物流引入反应区的方式使得3该反应区在理论上被一对交叉垂直平面分隔为4个相等休积的垂直象限时，不超过约80重量％的可氧化化合物进入共同--个垂直象限中的反应区；和(c)氧化含于该反应区中多相反应介质的液相中的至少一部分可氧化化合物。木发明的另一个实施方案涉及包括以下步骤的工艺(a)将含有对二甲苯的氧化剂物流引入鼓泡塔反应器的反应区内；(b)通过多个进料开口将含有可氧化化合物的进料物流引入反应区内，其屮该反应区具有最大:—,:径(D)，其屮至少两个进料开n彼此间隔至少约O.5D;和(c)氧化含于该反应区中多相反应介质的液相中的至少---部分可氧化化合物从rfn形成粗制对苯二甲酸颗粒。本发明的另-一个实施方案涉及包括以下歩骤的对苯二甲酸牛产工艺(a)将含有分子氧的氧化剂物流引入鼓泡塔反应器的反应区内；(b)将含有对二甲苯的进料物流引入反应区内，其中该对二甲苯引入反应区的方式使得当该反应区在理论上被-'对交叉垂直平面分隔为4个相等体积的垂直象限时，不超过约80虽S%的对二甲苯进入申.独一个垂直象限中的反应区；和(c)氧化含于该反应区中反应介质的液相中的至少一部分对二甲苯；和(d)在次级氧化反应器屮氧化至少一部分粗制对苯二甲酸从而形成更纯的对苯二甲酸。本发明的另-一实施方案涉及用于主要为液相的物流和主要为气相的物流进行反应的鼓泡塔反应器。该鼓泡塔反应器包括容器壳体、一个或多个气体开口、和一个或多个液休开口。该容器壳休限定了沿常规直立的中心壳休轴延伸的细长的(elongated)反应区。该反应区呈现出由轴向间隔的常规(normally)下端和常规上端。该一个或多个气体开口将气相物流排放入反应区。该-'个或多个液体开口将液相物流引入反应区。当该反应区在理论l:被一对交叉垂直平面分隔为4个相等体积的垂直象限时，不超过约8()%的由全部液体开口限定的累计开口面积可H1因于位于共同--个垂直象限中的液体开口。下面参照附图详细描述本发明的优选实施方案，其中图i为依据本发明-一种实施方案构造的氧化反应器的侧视图，特别地描述了将进料、氧化剂、和回流物流引入反应器，反应器中存在多相反应介质，和分别从反应器顶部和底部提取气体和浆料；图2为沿着图3巾线2-2获得的鼓泡塔反应器底部的放大的剖面侧视图，特别地描述了用于将氧化剂物流引入反应器的氧化剂喷雾器的位置和构造；图3为图2氧化剂喷雾器的俯视图，特别地描述了氧化剂喷雾器顶部的氧化剂开U;图4为图2氧化剂喷雾器的仰视图，特别地描述了氧化剂喷雾器底部的氧化剂开□;图5为沿着图3中线5-5获得的氧化剂喷雾器的剖面侧视图,特别地描述了氧化剂喷雾器顶部和底部中氧化剂开口的朝向；图6为鼓泡塔反应器底部的放大的侧视图特别地描述了用于在多个纵向间隔的位置将进料物流引入反应器的系统；图7为沿着图6中线7-7获得的剖面俯视图，特别地描述了图6中所示的进料引入系统如何将进料物流分布f优选的放射状进料区(FZ)和一个以....匕的方位象限(Q1、Q2、Q3、Q4)中;图8为类似于图7的剖面俯视图，但是描述了用于将进料物流进料到反应器中的替换方式，采用各自具有多个小进料口的卡口管；图9为替换系统的等视轴图，该系统用于在多个纵向间隔的位置将进料物流引入反应区，无需多个容器贯穿(penetration)，特别地描述了进料分布系统可以至少部分地支撑在氧化剂喷雾器上；图10为图9中所示单贯穿进料分布系统和氧化剂喷雾器的侧视图；图11为沿着图10中线11-11获得的剖面俯视图，且进一步描述了支撑在氧化剂喷雾器上的单贯穿进料分布系统；图12为替换的氧化剂喷雾器的等视轴图，其全部氧化剂开口位于环形元件的底部中；图13为图12的替换的氧化剂喷雾器的俯视图；图14为图12的替换的氧化剂喷雾器的仰视图，特别地描述了用于将氧化剂流引入反应区的底部开n的位置；图15为沿着图13中的线15-15获得的氧化剂喷雾器的剖面侧视图，特别地描述了较低氧化剂开口的朝向；图i6为鼓泡塔反应器的侧视图，其在靠近反应器底部出口的位置装有内部脱气容器；图17为沿着图18中的线17-17获得的、图16鼓泡塔反应器的较低部分的放大的剖面侧视图，特别地描述了位于鼓泡塔反应器底部出口处的内部脱气容器的构造；图18为沿着图16中的线18-18获得的剖面俯视图，特别地描述了布置在脱气容器屮的防涡器；图19为装配W外部脱气容器的鼓泡塔反应器的侧视图，并且描述了其中一部分离开脱气容器底部的脱气浆料nj用f冲洗连接f反应器底部的消除库存(de-inventorying)管线的方式；图2()为鼓泡塔反应器的侧视图，该反应器装配有用于使从反应器中卨'位侧位置取出的反应介质的1相脱离的混合内部/外部脱气容器；图21.为鼓泡塔反应器的侧视图，该反应器在靠近反应器底部的位置装有替换的混合型脱气容器；图22为图21鼓泡塔反应器的较低部分的放大剖面侧视图，特别地描述了替换的氧化剂喷雾器的使用，该喷雾器采用了接收经由反应器底盘的氧化剂物流的入U导管；图23为类似f图22的放大的剖面侧视图，特别地描述了用f将氧化剂物流引入反应器的杼换方式，其通过反应器下盘中的多个开口，并H.仟选地采用冲击板以在反应器中更均匀地分布氧化剂物流；图24为采用丫内部流动导管的鼓泡塔反应器的侧视图，由此通过将.'部分反应介质从反应器k部再循环到反应器下部来帮助改进可氧化的化合物的分散；图25为釆用了外部流动导管的鼓泡塔反应器的侧视图，由此通过将-一部分反应介质从反应器上部再循环到反应器下部来帮助改进可氧化的化合物的分散；图26为可以用f改进氧化反应器中nj氧化的化合物的分散的水平喷射器的剖面侧视图，特别地描述了使用引入的液休进料将反应介质吸到喷射器中的并目.将进料和反应介质的混合物^速排放到反应区中的喷射器；图27为可以用T改进氧化反应器中可氧化的化合物的分散的垂直喷射器的剖面侧视图，特别地描述了喷射器，该喷射器结合了液体进料和入口气体并且使用结合的两相流体将反应介质吸入喷射器中，和将液体进料、入口气体和反应介质的混合物高速排放到反应区屮；图28为含^多相反应介质的鼓泡塔反应器的侧视图，特别地描述了理论上将反应介质分割为30个等体积的水平分层，由此在反应介质中量化一定的梯度；图29为含有多相反应介质的鼓泡塔反应器的侧视图，特别地描述了第-一和第二离散的2()%连续体积的反应介质，其具有基本上不同的氧浓度和/或耗氧速率；图30为两个^叠反应容器的侧视图，具有或者不具有任选的机械搅拌，含有多相反应介质，特别地描述了含有离散的20%连续体积的反应介质的容器，该反应介质具有基本上不同的氧浓度和/或耗氧速率；图31为三个并排反^容器的侧视图，具有或者不具有任选的机械搅拌，含有多相反应介质，特别地描述了含W离妝的20%连续体积的反应介质的容器，该反应介质A、基本上不同的氧浓度和/或耗氧速率；图32A和32B为依据本发明---------种实施方案牛产的粗制对苯—甲酸(CTA)颗粒的放大图，特别地描述了每个CTA颗粒为由多个松散结合的CTA亚-颗粒组成的低密度、卨表面积颗粒；图33A和33B为传统生产的CTA的放大图，特别地描述了传统的CT'A颗粒比图32A和32B的本发明CTA颗粒的颗粒尺寸更人、密度更低、和表面积更小；图34-为用于制备纯化的对苯二甲酸(PTA)的现有技术方法的简化工艺流程图；和图35为依据本发明的-一种实施方法来制备PTA的方法的简化工艺流程图。具体实施例方式本发明的一种实施方案涉及可氧化的化合物的液相部分氧化。该氧化优选地在一个或多个搅拌反应器中所含的多相反应介质的液相中进行。适宜的搅拌反应器包括，例如，气泡搅拌型反应器(例如鼓泡塔反应器)、机械搅拌型反应器(例如连续搅拌槽反应器)、和流动搅拌型反应器(例如射流反应器)。在本发明的-一种实施方案中，该液相氧化在单一的鼓泡塔反应器屮进行。如本文中所使用的那样，术语"鼓泡塔反应器"表示用于促进多相反应介质中化学反应的反应器,其中反应介质的搅拌主要通过气泡从反应介质中向上运动来提供。如本文中所使用的那样，术语"搅拌"表示消耗到反应介质中的导致流休流动和Z或混合的作功。如本文中所使用的那样，术语"大部分(majority)"、"主要地(primariIy)"和"主耍为(predominately)"表示大丁'50%。如本文中所使用的那样，术语"机械搅拌"应表示通过刚性或柔性元件相对于反应介质或者在其中的物理运动而导致的反应介质的搅拌例如，机械搅拌可以通过位于反应介质中的内部搅拌器、桨、振动器、或声学隔膜(acousticaldiaphragm)的旋转、摆动和Z或振动来提供。如本文中所使用的那样，术语"流动搅拌"表不反应介质中一种或多种流体的高速注射和/或再循环rfl]导致的反应介质的搅拌。例如，流动搅拌可以通过喷嘴、射流器和/或喷射器来提供。在本发明的优选实施方案中，氧化期间小于约4()%的鼓泡塔反应器中的反应介质的搅拌通过机械和Z或流动搅拌来提供，更优选地小T约20%的搅拌通过机械和/或流动搅拌来提供，最优选地小于5%的搅拌通过机械和/或流动搅拌来提供。优选地，氧化期间赋予多相反应介质的机械和/或流动搅拌的量小于约3千瓦/立方米反应介质，更优选地小于约2千瓦/立方米，和最优选地小于1千瓦/立方米。现在参照图1,描述优选的鼓泡塔反应器20,其包括Kl-反应段24和脱离段26的容器壳体22。反应段24限定内部反应区28，同时脱离段26限定内部脱离区30。通过进料入口32a、b、c、d将主要为液相的进料物流引入反应区28。通过位于反应区28下部中的氧化剂喷劣器:M将主要为气相的氧化剂物流引入反应区28。液相进料物流和气相氧化剂物流在反应区28中共M地形成多相反应介质36。多相反应介质36包含液相和气相。更优选地，多相反应介质36包含具有固相、液相和气相组分的三相介质。反应介质36的固相组分优选地由于在反应介质36的液相中进行的氧化反应的作用而沉淀在反应区28中。鼓泡塔反应器20包括位于反应区28底部附近的浆料出n38和处于脱离区30顶部附近的气体出U40。包含反应介质36的液相和同相组分的浆料流出物通过浆料出U38从反应区28中取出，同时主要为(predominately)气态的流出物通过气体出口'10从脱离区30中取出。通过进料入口32a、b、c、d引入鼓泡塔反应器20的液相进料物流优选地包含可氧化的化合物、溶剂和催化剂系统。存在丁'液相进料物流中的可氧化的化合物优选地包含至少-'个烃基。更优选地，该可氧化的化合物为芳族化合物。仍更优选地，该可氧化的化合物为具有至少一个连接的烃基或者至少一个连接的取代的烃基或者至少--个连接的杂原子或者至少-一个连接的羧酸官能团(-C0()H)的芳族化合物。甚至更优选地，该可氧化的化合物为具有至少一个连接的烃基或者至少-一个连接的取代的烃基的芳族化合物，其中每个连接的基团包含卜5个碳原了。仍更优选地,nj氧化的化合物为具有正好两个连接的基团的芳族化合物，其中每个连接的基团包含正好-一个碳原子目.由甲基和/或取代的甲基和./或至多-一个羧酸基团组成。甚至更优选地，可氧化的化合物为对-二甲苯、间-二甲苯、对-甲苯甲醛、间-甲苯甲醛、对-甲苯甲酸、间-甲苯甲酸、和/或乙醛。最优选地，可氧化的化合物为对-二甲苯。木文中所定义的"烃基"为仅仅键合于氢原子或其它碳原子的至少一个碳原子。木文中所定义的"取代的烃基"为键合于至少一个杂原子和至少--个氢原子的至少--个碳原子。本文屮所定义的"杂原子"为碳和氢原子之外的所有原子。本文屮所定义的芳族化合物包括芳环，优选地HYi-至少6个碳原子，甚至更优选地仅具W作为环部分的碳原子。该芳环的适宜实例包括但并不限f苯、联苯、三联苯、萘和其它碳基稠合芳环。可氧化的化合物的适宜实例包括脂肪族烃(例如烷经、支化烷烃、环烷烃、脂肪族链烯烃、支化链烯烃和环烯烃)；脂肪族醛(例如乙醛、丙醛、异丁醛和止丁醛)；脂肪族醇(例如乙醇、异丙醇、正丙醇、正丁醇和异丁醇)；脂肪族,(例如二甲基酮、乙基甲基,、二乙基酮和异丙基甲基酮)；脂肪族酷(例如甲酸甲酯、乙酸甲酯、乙酸乙酷)；脂肪族过氧化物、过酸和氢过氧化物(例如叔丁基氢过氧化物、过乙酸和二叔丁基氢过氧化物)；具有为上述脂肪族物质和其它杂原子的组合的基团的脂肪族化合物(例如包含-一种或多种烃、醛、醇、酮、酯、过氧化物、过酸和/或氢过氧化物的分了片段与钠、溴、钴、锰和锆的组合的脂肪族化合物)；具有-一个或多个连接的烃基的各种苯环、萘环、联苯、三联苯和其它芳族基团(例如甲苯、乙苯、异丙苯、止丙苯、新戊基苯、对-二甲苯、间-二甲苯、邻-二甲苯、三甲苯的所有异构体、四甲苯的所有异构体、五甲苯、六甲苯、乙基-甲基苯的所有异构体、二乙苯的所有异构体、乙基-二甲基苯的所有异构体、二甲基萘的所有异构体、乙基-甲基萘的所有异构体、二乙基萘的所有异构体、二甲基联苯的所有异构体、乙基-甲基联苯的所有异构体、二乙基联苯的所有异构体、芪且具有一个或多个连接的J2^、芴且具有一个或多个连接的烃基、蒽H.ft"--^个或多个连接的烃基和二苯基乙烷HP、-"个或多个连接的烃基)；具有一个或多个连接的烃基和/或一个或多个连接的杂fe了的阵种苯环、萘环、联苯、三联苯和其它芳族基团，其可以连接于其它原子或者原子的基团(例如，苯酚、甲基苯酚的所有异构体、二甲基苯酚的所有异构体、萘酚的所有异构体、苄基甲基醚、溴代苯酚的所有异构体、溴代苯、包括a-溴代甲苯的溴代甲苯的所有异构体、二溴代苯、环烷酸钻和溴代联苯的所有异构体)；具有一个或多个连接的烃基和/或一个或多个连接的杂原子和/或一个或多个连接的取代的烃基的各种苯环、萘环、联苯、三联苯和其它芳族基团(例如苯甲醛、溴代苯甲醛的所有异构体、溴化甲苯甲醛的所有异构体(包括a-溴代甲苯甲醛的所"异构体)、羟基苯甲醛的所:化异构体、溴代-羟基苯甲醛的所W异构体、苯二甲醛(dicarboxaldehyde)的所有异构体、苯三甲醛(tricarboxaldehyde)的所有异构体、对-甲苯甲醛、间-甲苯甲醛、邻-甲苯甲醛、甲苯一甲醛的所有异构休、甲苯三甲醛的所有异构体、甲苯M甲醛(t.etracarboxaldehyde)的所有异构体、二甲基苯二甲醛的所有异构体、二甲基苯三甲醛的所有异构体、二甲基苯四甲醛的所有异构体、三甲基苯三甲醛的所有异构体、乙基甲苯甲醛的所有异构体、三甲基苯二甲醛的所有异构体、四甲基苯二甲醛、羟基甲基-苯、羟基甲基-甲苯的所有异构体、羟基甲基-溴代甲苯的所有异构体、羟基甲基-甲苯甲醛的所有异构体、羟某甲棊-溴代甲苯甲醛的所有异构体、苄棊氢过氧化物、苯甲酰朵氢过氧化物、甲苯基甲基氢过氧化物的所W异构体和甲基苯酚甲基-氢过氧化物的所(J异构体)；具有一个或多个连接的选择的基团的各种苯环、萘环、联苯、三联苯和其它芳族基团，所述选择的基团是指烃基和/或连接的杂原子和./或取代的烃基和/或羧酸基团和/或过氧酸基团(例如苯甲酸、对-甲苯甲酸、间-甲苯甲酸、邻-甲苯甲酸、乙基苯甲酸的所有异构体、'内基苯甲酸的所有异构体、丁基苯甲酸的所有异构体、戊基苯甲酸的所有异构体、二甲基苯甲酸的所有异构体、乙基甲基苯甲酸的所有异构体、三甲基苯甲酸的所有异构体、四甲基苯甲酸的所有异构体、五甲基苯甲酸、二乙基苯甲酸的所有异构体、苯二羧酸的所有异构体、苯二梭酸的所有异构体、甲某苯二羧酸的所有异构体、二甲某苯二羧酸的所有异构体、甲基米-:传酸的所"异构体、溴代苯甲酸的所^异构体、二溴代苯甲酸的所W异构体、包括a-设代甲苯甲酸的溴代甲苯甲酸的所有异构体、甲苯基乙酸、羟基苯甲酸的所有异构休、羟基甲基-苯甲酸的所有异构休、羟基甲苯甲酸的所有异构休、羟基甲基-甲苯甲酸的所有异构体、羟基甲基-苯二羧酸的所有异构体、羟基溴代苯甲酸的所有异构体、羟基溴代甲苯甲酸的所有异构体、羟基甲基-溴代苯甲酸的所有异构体、羧基苯甲醛的所有异构体、二羧基苯甲醛的所有异构体、过苯甲酸、过氧羟基甲基-苯甲酸的所有异构体、过氧羟基甲基-羟基苯甲酸的所有异构体、过氧羟基羰基-苯甲酸的所有异构体、过氧羟基羰基-甲苯的所:化异构体、甲基联苯羧酸的所有异构体、二甲基联苯羧酸的所有异构体、甲基联苯二羧酸的所有异构体、联苯三羧酸的所有异构体、具有一个或多个连接的选择的基团的芪的所有异构休、具有-一个或多个连接的选抒的基团的芴的所有异构休、具有-一个或多个连接的选择的基团的萘的所有异构体、苯偶酰、具有一个或多个连接的选择的基团的苯偶酰的所有异构体、二苯甲,、具有--个或多个连接的选择的基团的二苯甲,的所有异构体、蒽醌、具有一个或多个连接的选择的基闭的蒽醌的所有异构体、具有一个或多个连接的选择的基团的二苯基乙垸的所有异构体、苯并香豆素和具有-一个或多个连接的选择的基团的苯并香豆素的所有异构体)。如果液相进料物流中存在的可氧化的化合物为常规同体化合物(即，在标准温度和压力K为固体)，优选该可氧化的化合物当引入到反应区28中时基本....匕溶解f溶剂中。优选该可氧化的化合物在大气压下的沸点至少为约50°C。更优选地，该可氧化的化合物的沸点为约80-约4()(rC，并且最优选地为125-155°C。液相进料中存在的可氧化的化合物的量优选为约2-约40wt%,更优选为约4-约20wt%，最优选为6-15沐t%。现在要注意的是，液相进料中存在的可氧化的化合物可以包含两种或者多种不同的可氧化的化学品的组合。这些两种或多种不同的化学材料可以在液相进料物流中混合进料或者可以在多个进料物流屮分别进料。例如,可以通过单一的入n或多个独立的入n将包含对-二甲苯、间-二甲苯、对-甲苯甲醛、对-甲苯甲酸和乙醛的可氧化的化合物进料到反应器中。液相进料物流中存在的溶剂优选地包含酸组分和水组分。优选地，液相进料物流中存在的溶剂的浓度范围为约60-约98wt%，更优选为约80-约96wt%，最优选为8594wt%。该溶剂的酸组分优选主耍地为具有1-6个碳原子、更优选2个碳原子的有机低分子量申.羧酸。最优选地，该溶剂的酸组分主要地为乙酸。优选地，酸组分至少占该溶剂的约75%，更优选至少占该溶剂的约80%，最优选占该溶剂的85-98%，余量主要地为水。引入鼓泡塔反应器20屮的溶剂可以包括少量杂质，例如对-甲苯甲醛(para-tolualdehyde)、对苯二甲醛、4-羧基苯甲醛(4-CBA)、苯甲酸、对-甲苯甲酸、对-甲苯甲醛(para-to:Luicaldehyde)、a-溴-对-甲苯甲酸、间苯二甲酸、邻苯二甲酸、偏苯三酸、多芳烃和/或悬浮颗粒。优选地，引入鼓泡塔反应器20中的溶剂中的杂质总量小于约3wt%。液相进料物流中存在的催化剂系统优选为均质的、液相催化剂系统，其能够促进可氧化的化合物的氧化(包括部分氧化)。更优选地，该催化剂系统包括至少一种多价过渡金属。仍更优选地，该多价过渡金属包括钴。甚至更优选地，该催化剂系统包括钴和溴。最优选地,该催化剂系统包括钴、溴和锰。当催化剂系统中存在钴时，优选液相进料物流中存在的钴的量使得反应介质36的液相中钴的浓度保持在约300-约6000份/百万(重量)(卯mw)，更优选为约700-约4200卯mw，最优选为i200-3000ppmw。当催化剂系统中存在溴时，优选液相进料物流中存在的溴的量使符反一介质36的液相中溴的浓度保持在约:《)()-约5()()()卯mw,更优选为约600-约4000ppiro，ig优选为900-3000卯iw。当催化剂系统中存在锰时，优选液相进料物流巾存在的猛的一使fl反应介质36的液相中锰的浓度保持在约20-约l()OO卯mw，更优选为约40-约500ppmw，最优选为50-200ppmw。上面提供的、反应介质36的液相中钴、溴和./或锰的浓度是基于时间平均和体积平均表不的。本文中所使用的术语"时间平均"应表不在至少100秒的连续时间内同等进行的至少i0次测量的平均。本文中所使用的术语"休积平均"应表示在整个-一定休积内在均匀的二维间距处进行的至少l()次测量的平均。引入反应区28中的催化剂系统中钻与溴的重量比(Co:Br)优选为约(),25:i-约4:i，更优选为约o.5:]-约3:i，最优选为o.75:1-2:i.。引入反应区28中的催化剂系统中钴与锰的重量比(Co:Mn)优选为约0,3:1-约40:l，更优选为约5:1-约？)o:i，最优选为i.o:1-25:i。引入鼓泡塔反应器20中的液相进料物流可以包括少量杂质，例如甲苯、乙苯、对-甲苯甲醛、对苯二甲醛、'1-羧基苯甲醛('1-CBA)、苯甲酸、对-甲苯甲酸、对-甲苯甲醛、a-溴-对-甲苯甲酸、间苯二甲酸、邻苯二甲酸、偏苯三酸、多芳烃和/或悬浮颗粒。当鼓泡塔反应器2()用于生产对苯二甲酸时，间-二甲苯和邻-二甲苯也被认为是杂质。优选地，引入鼓泡塔反应器20中的液相进料物流中的杂质总量小丁'约3rt.%。虽然图1描述了这样的实施方案其中可氧化的化合物、溶剂和催化剂系统混合在-一起并作为单--的进料物流引入鼓泡塔反应器20中，但是在本发明的备选实施方案中，可氧化的化合物、溶剂和催化剂可以分别被引入鼓泡塔反应器20屮。例如,可以通过与溶剂和催化剂入U分开的入U将纯的对-二甲苯物流进料到鼓泡塔反应器20中。通过氧化剂喷雾器34引入鼓泡塔反应器20的、主要为(predominately)气相的氧化剂物流包含分子氧(02)。优选地，该氧化剂物流包含约5-约40mol^的分子氧、更优选约15-约3()molX的分子氧、最优选18-24molX的分子氧。优选该氧化剂物流的余量主要地由对氧化呈惰性的-'种或多种气体(如氮气)组成。更优选地，该氧化剂物流基本上由分子氧和氮气组成。最优选地，该氧化剂物流为千燥空气，其包含约21molX的分子氧和约78-约81molX的氮气。在本发明的备选实施方案中，该氧化剂物流可以包含基本上纯净的氧。再次参照图l，鼓泡塔反应器20优选地装配:丫/位于反应介质36的上表面44之上的回流分布器42。回流分布器42可以经操作以通过本领域公知的任意微滴形成方式将主要为液相的回流物流微滴引入脱离区30。更优选地，回流分布器42形成朝下指向反应介质36的....匕表面44的微滴喷雾。优选地,这种微滴的向下喷雾作用(affect)(即接合(engage)和影响(influence))脱离区30的最大水平横截面积的至少约50%。更优选地，该微滴喷雾作用脱离区30的最大水平横截面积的至少约75%。最优选地，该微滴喷雾作用脱离区30的最人水平横截面积的至少约90%。这种向下的液体回流喷雾可以有助于防止在反应介质36的上表面44处或之....匕起泡，并且也可以有助于在流向气体出n40的向....匕运动的气体中夹带的任意液体或浆料微滴的脱离。另外，该液体冋流可以用于降低存在于通过气体出口40从脱离区3()中取出的气态流出物中的颗粒和nJ能沉淀的化合物(例如溶解的苯甲酸、对-甲苯甲酸、4-CBA、对苯—甲酸和催化剂金属盐)的量。另外，回流微滴引入脱离区3()可以通过蒸馏作用用于调节通过气体出口4()取出的气态流出物的组成。通过回流分布器42引入鼓泡塔反应器20的液体回流物流优选地大约具有与通过进料入口32a、b、c、d引入鼓泡塔反应器20的液相进料物流的溶剂组分相同的组成。由此，优选地，液体回流物流包含酸组分和水。回流物流的酸组分优选为具有l-6个碳原子、更优选2个碳原子的低分子量有机单羧酸。最优选地，该冋流物流的酸组分为乙酸。优选地，该酸组分占该回流物流的至少约75wt%,更优选占该回流物流的至少约8()wt%，最优选占该回流物流的85-98wt%，余量为水。由于该回流物流通常具有与液相进料物流中的溶剂基本相同的组成,所以当本说明书提到引入反应器的"全部溶剂"时，该"全部溶剂"应包括该回流物流和该进料物流的溶剂部分二者。在鼓泡塔反应器20中的液相氧化期间，优选将进料、氧化剂和回流物流基木l:连续地引入反应区28，同时将气体和桨料流出物流基本上连续地从反应区28中取出。本文屮所使用的术语"棊本....匕连续地"应表示为被小于10分钟间隔的至少10小时的周期。氧化期间，优选地，以至少约8000kg/小时、更优选约13000-约80000kgZ小时、仍更优选约18000-约5()00()kg/小时、最优选22000-30()00kg/'小时的速率将可氧化的化合物(例如对-二甲苯)基本上连续地引入反应区28。虽然，通常优选地，进入的进料、氧化剂和回流物流的流速基本--匕是稳定的，但是现在要注意的是，本发明的一种实施方案考虑了脉冲调制所述进入的进料、氧化剂和Z或回流物流，由此改进混合和传质。当以脉冲输送方式引入进入的进料、氧化剂和/或回流物流时，优选地它们的流速在木文中所述的稳态流速的约0-约500%之内、更优选在本文中所述的稳态流速的约30-约200%之内、最优选在本文中所述的稳态流速的80-120%之内变化。鼓泡塔氧化反应器20中的平均空时速率(STR)定义为每单位时间每单位体积反应介质36进料的可氧化的化合物的质量(例如每立方米每小时进料的对-二甲苯的千克数)。在常规用法中，通常在计算STR之甜，从进料物流中可氧化的化合物的量中减去未转化为产物的可氧化的化合物的量。但是，对于本文中很多优选的可氧化的化合物(例如对-二甲苯)来说，转化率和产率通常较高，而适当地如上所述定义本文中的术语。特别地，出于投资成木和运行库存的考虑，通常优选以高s're进行反应。但是，在逐渐增高的s'ra--F进行反应可能影响部分氧化的质量或产率。当可氧化的化合物(例如对-二甲苯)的STR为约25kg/立力'米/小时—约40()kg/立力'米/小时、更优选约3()kg/立力'米/小时—约250kg/'立方米/小时、仍更优选约35kg,Z立方米Z小时-约150kg/"立方米/小时、最优选40kg/立方米/小时-100:kg/立方米/小时时，鼓泡塔反应器20是特别有用的。鼓泡塔氧化反应器20中的氧-STR定义为每单位时间每单位休积反应介质36消耗的分子氧的重量(例如每立方米每小时消耗的分子氧的千克数)。特别地，出于投资成本和溶剂的氧化消耗的考虑，通常优选以高氧-STR进行反应。但是，在逐渐增高的氧-STR卜.进行反应最终降低部分氧化的质量或产率。不受理论限制，似乎这点可能与分子氧从气相到在界面区域的液体和由此进入到主体液体的传递速率相关。过高的氧-STR可能导致反应介质的主体液相屮溶解的氧含量过低。全程的平均氧-STR在本文中定义为每单位时间在反应介质36的全部体积中消耗的所有氧的重量(例如每立方米每小时消耗的分了氧的千克数)。当全程的平均氧-STR为约25kg./立方米/小时-约400kg./立方米/小时、更优选约30kg./立方米/小时-约25()kg/立方米/小时、仍更优选约35kg/立方米/小时-约15()kg/立方米/小时、最优选40kg/立方米/小吋-100kg/立方米/小吋吋，鼓泡塔反应器20是特别有用的。在鼓泡塔反应器20中的氧化期间，优选地将全部溶剂(来自进料和回流物流二者)的质量流速与进入反应区28的可氧化的化合物的质量流速的比值保持在约2:1-约so:1，更优选约5:卜约40:1,最优选7.5:i-25:i。优选地，作为进料物流-一部分引入的溶剂的质量流速与作为回流物流一部分引入的溶剂的质量流速的比值保持在约o,5:卜无论什么时候都无回流物流流动，更优选约o,5:i-约4:i，仍更优选约i:卜约2:1,最优选i.25:h.5:i。/十:鼓泡塔反应器20中的液相氧化期间，优选地引入鼓泡塔反应器20的氧化剂物流的HJS提t"、稍微超过所需化学计量氧的分子氧。对于特定可氧化的化合物的最佳结果来说听S的过量分子氧的量影响了该液相氧化的整体经济性。在鼓泡塔反应器20中的液相筑化朋问，优选氧化剂物流的质量流速与进入反应器20的可氧化的有机化合物(例如对-一甲米)的质量流速的比值保持在约o.5:1-约20:i，更优选约i:1-约io:i，最优选2:1-6:i。再次参照图i，引入鼓泡塔反应器20的进料、氧化剂和回流物流--------起形成至少-----部分多相反应介质,％。反应介质36优选为包含固相、液相和气相的二相介质。如上所述，可氧化的化合物(例如对-二甲苯)的氧化主耍在反应介质36的液相中进行。由此，反应介质36的液相包含溶解的氧和可氧化的化合物。鼓泡塔反应器20中发生的氧化反应的放热特性导致一部分通过进料入口32a、b、c、d引入的溶剂(例如乙酸和水)沸腾/气化。由此，反应器20屮反应介质36的气相主要地由气化的溶剂和未溶解的、未反应部分的氧化剂物流形成。一些现"技术的氧化反应器采用了换热管./散热片来加热或冷却反应介质。但是，这种热交换结构在本发明反应器和本文中所述的方法中nj能是不期望的。til此，优选地，鼓泡塔反应器20基本上不包括接触反应介质36的目.显示时间平均热通量大于30000瓦/平方米的表面。反应介质36的液相中溶解的氧的浓度为从气相传质的速率与液相内反应消耗速率之间的动态平衡(B卩，其并非仅由供给的气相中分子氧的分压来设定，但是这是溶解的氧的供给速率中的一种因素并且其的确影响了溶解氧的浓度上限)。溶解氧的量局部变化，靠近气泡界面处较高。通常，溶解氧的量取决于反应介质36的不同区域屮供给与需求因素的平衡。瞬时地，溶解氧的量取决于相对于化学品消耗速率的气体和液体混合的均匀性。在设计以适3地在反应介质36的液相中使溶解氧的供给与需求匹配时，优选使反应介质36的液相中时间平均和休积平均的氧浓度保持高于约ippm摩尔，更优选约4-约iOOOppm摩尔，仍更优选约8-约5()()ppm摩尔，最优选12-12()ppm摩尔。鼓泡塔反应器20中进行的液相氧化反应优选地为形成固体的沉淀反应。更优选地，鼓泡塔反应器20巾进行的液相氧化导致至少约1.(hrtX的引入反应区28的可氧化的化合物(例如对-二甲苯)在反应介质36中形成固体化合物(例如粗制对苯二甲酸颗粒)。仍更优选地，该液相氧化导致至少约5(hrtX的可氧化的化合物在反应介质36屮形成固体化合物。最优选地，该液相氧化导致至少90wt^的可氧化的化合物在反应介质36中形成固体化合物。优选地，反应介质36中固体的总量大f约3wtX,基f时间平均和体积平均。更优选地，保持反应介质36中固休的总量为约5-约40wL^，仍更优选约i0-约35机％，最优选为15-3()wt%。优选地鼓泡塔反应器2()中生成的氧化产物(例如对苯二甲酸)的绝大部分以固体形式存在丁'反应介质36中，相对地剩余部分溶解丁'反应介质36的液相中。存在于反应介质36中的固相氧化产物的S优选地为反应介质36巾全部氧化产物(固相和液相)的至少约25wt%，更优选为反应冗讽36中全部氧化产物的至少约75wt%，最优选为反应介质36中全部氧化产物的至少95wt%。上述对于反应介质36中同体量所提供的数值范围应用f在基本上连续的时间段内鼓泡塔20的基本上稳态的操作，并不应用f鼓泡塔反应器20的启动、停车或次最佳的操作。反应介质36中的固休量通过重量分析法来测量。在该重量分析法中，从反应介质中取出代表性部分的浆料并称重。在有效地保持存在于反应介质中的全部固-液分配的条件下，通过沉降或过滤将自由液体从固体部分中有效地除去，不损失沉淀的固体且使小于约10%的初始液体物质与固体部分一起剩余。将固体I-.剩余的液体有效地蒸发至干，不使固体升华。将剩余部分的固体称重。固体部分的重量与浆料的原始部分的革:量之比为固体的分数,通常以百分比表示。鼓泡塔反应器20中进行的沉淀反应可能导致一些接触反应介质36的刚性结构表面上的结垢(即固体聚集)。ttl此，在本发明的一种实施方案中，优选地，鼓泡塔反应器20基本上在反应区28内不包含内部热交换、搅拌或折流(baffling)结构，因为这些结构将容易结垢。如果反应区28中存在内部结构时，期望避免具有包括大^向上朝向的平面表面区域的外表面的内部结构，因为这些向上朝向的平面表面特别容易结垢。由此，如果反应区28内存在任何内部结构时，优选地小于约20%的该内部结构全部向i:朝向的暴露的外表面区域由基本上平面的表面形成，该表面倾斜于水平面小于约15度。再次参照图1，鼓泡塔反应器20的物理结构有助于提供可氧化的化合物(例如对-二甲苯)的优化氧化,生成最少的杂质。优选地，容器壳体22的细长的反应段24包括基本上圆柱形主体46和底盖48。反应区28的上端由跨越圆柱形主体46的顶部延伸的水平面50限定。反应区28的下端52由底盖48的最低内表面限定。通常，反应区28的下端52位于靠近用于浆料出口38的开口。由此，鼓泡塔反应器2()内所限定的伸长的反应区28具有沿着圆柱形主体46仲长的轴向、从反应区28的顶端50到下端52测量的最大长度"L"。反应区28的长度"L"优选为约10-约l()()m，更优选约20-约75m，最优选25-50m。反应区28具有通常等于圆柱形主体46的最人内径的最人直径(宽度)"D"。反应区28的最人直径":[)"优选为约1-约12m，更优选约2-约l.()m，仍更优选约3,1-约9m，最优选4-8m。在本发明的优选实施方案中，反应区28的长径比"L:D"比值为约6:1-约30:i。仍更优选地，反应区28的L:D比值为约8:1-约20:l。最优选地，反应区28的L:D比值为9:丄—丄5:丄。如上所讨论的那样，鼓泡塔反应器2()的反应区28接收多相反应介质36。反应介质36具有与反应区28的下端52重合的底端和位T上表面44处的顶端。沿着水平面限定反应介质36的l:表面44，该水平面在其巾反应区28的内含物从气相连续状态转变为液相连续态的垂直位置横截反应区28。上表面44优选地位于其中反应区28的内含物的薄水平片段的局部时间平均气体滞留量为().9的垂:有位置。反应介质36IVY]在)i:上端与下端之间测量的最大高度"H"。反应介质36的最大宽度"W"通常等刊圆柱形主体46的最大直径"I)"。在鼓泡塔反应器20中的液相氧化期间，优选地使H保持在L的约60-约丄20%，更优选L的约80-约丄丄0%，最优选L的85-100%。在本发明的优选实施方案中，反应介质36的卨宽比"H:W"比值大于约3:1。更优选地，反应介质36的h:w比值为约7:1-约25:i。仍更优选地，反应介质36的h:w比值为约8:1-约2():i。最优选地，反应介质36的:h:w比值为9:1-1.5:i.。在木发明的-一种实施方案中，L=II和D=W，使得本文中对于L和D提供的各种尺-、丄或比值也适用于H和W，反之亦然。根据本发明实施方案提供的相对高的L:D和H:W比值可以有助f本发明系统的几种重要优点。如下进-一歩详细讨论的那样，已发现，较高的l:d禾卩h:w比值，以及一些下面所讨论的其它特征，可以促进反应介质36中分子氧和/或可氧化的化合物(例如对-二甲苯)的有益的垂直浓度梯度。与优选到处浓度相对均-'的良好混合的反应介质的传统知识相反，已发现，氧和/或可氧化的化合物浓度的垂直分段促进了更有效的和更经济的氧化反应。使靠近反应介质36顶部的氧和可氧化的化合物浓度最小化，可以有助于避免通过上部气体出n4()的未反应氧和未反应可氧化的化合物的损失。但是，如果整个反应介质36内可氧化的化合物和未反应氧的浓度较低时，那么氧化的速率和/或选择性就被降低。til此，优选地，靠近反应介质36底部的分了氧和/或nj氧化的化合物的浓度大大高f靠近反应介质36顶部的浓度。另夕卜，卨L:D和H:W比值导致反应介质36底部的压力大大卨于反应介质36顶部的压力。这种垂直压力梯度源丁'反应介质36的高度和密度。这种垂直压力梯度的-种优点在于，相对于在其他情况F在浅薄反应器中在相当的温度和塔顶压力F可以实现的氧溶解度和传质，容器底部升高的压力推动了更人的氧溶解度和传质。由此，可以在低于更浅薄容器屮所需的温度下进行该氧化反应。当鼓泡塔反应器20j-tj于对-二甲苯部分氧化为粗制对苯二甲酸(CTA)时，在界f.l-相同或更好的氧传质速率下在较低反应温度下操作的能力具有许多优点。例如，对-二甲苯低温氧化降低了反应期间燃烧的溶剂的量。如K进—歩详细讨论的那样，低温氧化也有利于形成小的、高表面积的、松散结合的、容易溶解的CTA颗粒,相对于通过传统^温氧化方法制得的大的、低表面积的、致密CTA颗粒来说，可'以对其进行更经济的纯化技术。在反应器20巾的氧化期间，优选地，保持反向介质36的时间平均和体积平均温度范围为约125-约20(TC，更优选约140-约18CTC，设优选150-170°C。反应介质36之上的塔顶压力优选保持为约1-约2()bar表压(barg)，更优选约2-约12barg,最优选4-8barg。优选地，反应介质36顶部和反应介质36底部之间的压差为约0.4-约5bar，更优选压差为约0,7-约3bar，最优选压差为1-2bar。虽然通常优选将反应介质36之上的塔顶压力保持在相对恒定的数值，但是本发明的-一种实施方案包括脉冲调节塔顶压力，由此促进反应介质36中改进的混合和/或传质。当脉冲调节塔顶压力时,优选地脉冲压力为本文中所述的稳态塔顶压力的约60-约140%，更优选为本文中所述的稳态塔顶压力的约85-约115%,最优选为木文中所述的稳态塔顶压力的95-105%。反应区28的高L:d比值的另一优点在于，其可以有助于反应介质36的平均表观速度的增加。本文屮对于反应介质36所使用的术语"表观速度"和"表观气体速度"表示反应器中某-一高处的反应介质36的气相的体积流速除以该高度处的反应器的水平横截面积。til高L:D比值的反应区28提供的升高的表观速度可以促进局部混合和增加反应介质36的气休滞留量。在反应介质36的四分之---高度、半高度和Z或四分之三高度处，反应介质,％的时间平均表观速度优选地大于约().3米/秒，更优选地为约().8-约5米/秒，仍更优选地为约0.9-约4米/秒，最优选地为卜3米/秒。再次参照图l，鼓泡塔反应器20的脱离段26仅仅为直接位于反应段24之k的容器壳体22的加宽部分。当气相上升到反应介质36的上表面44之上且到达气体出口40时，脱离段26降低了鼓泡塔20中向上流动的气相的速度。气相向上速度的这种降低:丫/助于促进在向上流动的气相中夹带的液体和/或固体的除去，并且山此降低了反应介质36的液相中存在的-一些组分的不期望的损失。脱离段26优选地包括常规截头圆锥体型过渡壁54、常规圆柱形宽侧壁56和顶盖58。过渡壁54的窄下端连接T反应段24的圆柱形主体46的顶部。过渡壁54的宽上端连接于宽侧壁56的底部。优选地，过渡壁54以相对于垂直方向约10-约7()度的角度、更优选相对于垂直方向约15-约50度的/D度、最优选相对于垂直方向15-45度的伯度从其窄下端向上和向外延伸。宽侧埤56具有最大:,:径"X",其通常大于反应段24的最大.宵径"D"，尽管当反应段24的上部直径小于反应段24的总最大直径时，那么X可以实际上小于D。在本发明的优选实施方案中，宽侧壁56的直径与反应段24的最大直径的比值"X:D"为约0.8:i-约4:i，最优选为i.i:i-2:i。顶盖58连接于宽侧壁56的顶部。顶盖58优选地为常规椭圆形头部元件，其限定容许气体通过气体出口4()溢出脱离区3()的中心开口。或者，顶盖58可以是各种形状,包括圆锥形。脱离区30具有从反应区28顶部50到脱离区30最k部测^的最大高度"Y"。反应区28的长度与脱离区30的高度的比值"L:Y"优选的为约2:1-约24:1，更优选约3:1-约20:1，最优选4:卜ie:i。现在参照图1-5，现在将更详细地讨论氧化剂喷雾器34.的位置和结构。图2和3显示，氧化剂喷雾器34可以包括环形元件60、横向元件(cross-member)62和一对氧化剂进入导管64a、b。便利地，这些氧化剂进入导管64a、bnj以在环形兀件60之....匕的高度处进入容器并日.随后转为向下，如图2和3中所示。或者/氧化剂进入导管64a、b可以在环形元件6()之下或者在与环形元件6()近似相同的水平面上进入容器。每个氧化剂进入导管64a、b包括连接T在容器壳体22中形成的各自氧化剂入口66a、b的第-'端和流体连接T环形元件60的第二端。环形元件60优选地由导管、更优选多个直的导管段、最优选多个直的管道段形成，其刚性地彼此相连，由此形成管状多边形环。优选地，环形元件60由至少3个直的管道段、更优选6-10个管道段、最优选8个管道段形成。由此，当环形元件60由8个管道段形成时，其通常具W八边形结构。横向元件62优选地由基本上直管道段形成，所述直管道段流体连接f环形兀件60的相对管道段并且在环形兀件60的相对管道段之间成对角延伸。用于横向元件62的管道段优选地具有基本上与用于形成环形元件60的管道段相同的直径。优选地，组成氧化剂进入导管64a、b，环形元件60和横向元件62的管道段具有大于约0,1m、更优选约0.2-约2m、最优选约0,25-lm的标称直径。可能最好如图3中所描述的那样，环形元件6()和横向元件62各自呈现用于将氧化剂物流向k排放到反应区28中的多个上部氧化剂开口68。可能最好如图4中所描述的那样，环形元件60和./或横向元件62可以呈现用于将氧化剂物流向下排放到反应区28屮的一个或多个——F部氧化剂开n70。下部氧化剂开U70也可以用于排放可能侵入环形元件60和Z或横向元件62中的液体和/或固体。为了防止固体在氧化剂喷雾器34内部聚集，i寸以连续地或者周期性地使液体物流通过喷雾器34，由此冲洗出仟意集聚的固休。再次参照图卜4,在鼓泡塔反应器2()中的氧化期间，氧化剂物流分别被推过氧化剂入口66a、b并推入氧化剂进入导管64a、b。随后，通过氧化剂进入导管64a、b将氧化剂物流输送到环形元件60中。一旦氧化剂物流进入环形元件60，氧化剂物流就被分布在环形元件60和横向元件62的整个内部体积中。随后氧化剂物流从氧化剂喷雾器34中挤出并且通过环形元件60和横向元件62的上、下部氧化剂开U68、70挤到反应区28中。上部氧化剂开口68的出口彼此横向间隔开并且位f反应区28中基本....匕相等高度处。由此，上部氧化剂开口68的出口通常沿着由氧化剂喷雾器34的顶部所限定的基本上水平的面定位。下部氧化剂开口7()的出口彼此在横向间隔开并且位于反应区28中基本上相等高度处。由此，下部氧化剂开口70的出口通常沿着由氧化剂喷雾器34的底部所限定的基木k水平的面定位。在本发明的--------种实施方案中，氧化剂喷雾器34具有至少约20个形成于其中的上端氧化剂开n68。更优选地，氧化剂喷雾器34具有范围为约40-约800个形成于其屮的....匕端氧化剂开U。最优选地,氧化剂喷雾器34具17范围为60-400个形成于其中的上端氧化剂开口68。氧化剂喷雾器34优选地具有至少约1个形成f其中的K端氧化剂开口70。更优选地，氧化剂喷雾器34具有范闺为约2-约40个形成于其中的下端氧化剂开口70。最优选地，氧化剂喷雾器:M具有范围为8-20个形成于其中的——F端氧化剂开口7()。氧化剂喷雾器34中上端氧化剂开口68与下端氧化剂开口70的数目之比优选范围为约2:卜约ioo:1，更优选范闱为约5:1-约25:1，且最优选范闱为8:i-]5:i。基木i:全部上下端氧化剂开口68、70的直径优选地基本上相同，使得上下端开口68、70中流出的氧化剂物流的体积流速比值某本上等同于上面对于....匕下端氧化剂开n68、70的相对数目所给出的比值。图5描述了从上卜'端氧化剂开口68、70中排出氧化剂的方向。对f上端氧化剂开口68，优选地，至少一部分上端氧化剂开口68以偏离垂直方向的角度"A"排出氧化剂物流。优选地，以角度"A"偏离垂直方向的上端氧化剂开口68的百分比为约30-约9()%，更优选约50-约80%，仍更优选60-75%,最优选约67%。角度"A"优选为约5-约60度，更优选为约10-约45度，最优选为15-3()度。对于——Rl氧化剂开口7()，优选地，基木l:全部——Rl氧化剂开口70位于环形元件60和/或横向元件62的最低端部分附近。由此，可以通过下端氧化剂开n70容易地将可能非有意地进入氧化剂喷雾器34的任意液体和/或固体从氧化剂喷雾器34中排出。优选地，下端氧化剂开U70以基本上垂直的角度向下排出氧化剂物流。出f这种描述的目的，....匕端氧化剂开口可以是以通常向....匕的方向(即，以高f水平面的角度)排出氧化剂物流的仟意开口，目.下端氧化剂开口可以是以通常向下的角度(B卩，以低于水平面的角度)排出氧化剂物流的任意开口。在许多含有多相反应介质的传统鼓泡塔反应器中，基本上所有位T氧化剂喷雾器(或者用于将氧化剂物流引入反应区的其它机构)F面的反应介质具有非常低的气体滞留量值。如^领域中公知的那样，"气体滞留量"只是气态下多相介质的体积分数。介质中低气体滞贸一的区域也可以称为"未充气的"区域。在多种常规浆料鼓泡塔反应器屮，反应介质全部^积的绝大部分位于氧化剂喷雾器(或者用于将氧化剂物流引入反应区的其它机构)之下。由此，存在f传统鼓泡塔反应器底部的绝大部分的反应介质是未充气的。已发现，使在鼓泡塔反应器中进行氧化的反应介质中未充气区的数量最小化可以使某类不期望的杂质生成最小化。反应介质的未充气区含有相对较少的氧化剂气泡。这种低体积的氧化剂气泡降低丫溶解到反应介质的液相中可获得的分子氧的量。由此，反应介质的未充气区中液相具有较低浓度的分子氧。这些反应介质的缺氧的、未充气区倾向于促进不期望的副反应，而不是期望的氧化反应。例如，当对-二甲苯部分氧化以形成对苯二甲酸时，反应介质液相中不足的氧的可得性可能导致形成不期望的高数量的苯甲酸和偶合(coup1ed)芳环，特别地包括非常不期望的称为芴酮和蒽醌的显色分了。根据本发明的-一种实施方案，在以使得具有低气休滞留量的反应介质的休积分数最小化的方式构造和操作的鼓泡塔反应器中进行液相氧化。这种未充气区的最小化可以通过理论上将反应介质的全部体积分为2000个均匀体积的离散水平片段来量化。除了最高和最低的水平片段之外，每个水平片段为在其侧面由反应器侧壁限制的且在其顶部和底部由虚构的水平面限制的离散体积。最高水平片段在其底部由虚构的水平面限制且在其顶部由反应介质的上表面限制。最低水平片段在其顶部由虚构的水平面限制且在其底部由容器的下端限制。-一旦反应介质已理论上被分为相等体积的2000个离散水平片段,可以测量每个水平片段的时间平均和体积平均气体滞留S。当采用这种量化未充气区数量的方法时，优选地，时间平均和休积平均气休滞留量小于O,i的水平片段的数目小于30，更优选小于15，仍更优选小于6，甚至更优选小于4，最优选小于2。优选地，气体滞留^小于().2的水平片段的数目小丁'80，更优选小丁'40，仍更优选小丁'20，甚至更优选小丁'12，最优选小丁'5。优选地，气体滞留還:小于().3的水平片段的数目小于120，更优选小于80，仍更优选小于40，甚至更优选小于20，最优选小于15。再次参照图1和2，已发现,在反应区28屮将氧化剂喷雾器34安置较低提供了几种优点，包括降低了反应介质36中未充气区的数量。假设反应介质36的高度"H"、反应区28的K度"L"和反应区28的最大直径"I)",优选地，将大部分(即>50wt%)的氧化剂物流在反应区28下端52的约0.025H、0,022L和/或0.25D之内引入反应区28。更优选地，将大部分氧化剂物流在反应区28下端52的约().()2H、().()18L和/或().21)之内引入反应区28。最优选地，将大部分氧化剂物流在反应区28下端52的0,O風O.013L和/或0,15D之内引入反应区28。在图2中所示的实施方案中，反应区28下端52与氧化剂喷雾器34的上部氧化剂开n68的出n之间的垂有J巨离"Y!"小于约0,25H:、().022L和/或0,251)，使得基本上全部氧化剂物流在反应区28下端52的约0.25H、0.022L和/或0.25D之内进入反应区28。更优选地，Yt小f约0.(肌O,018L和/或0,2D。最优选地，Y！小f0,()15H、().013L和/或0.丄5D，但是大于0.005H、0.004L和/或0,06D。图2描述了位于其中容器壳休22的圆柱形主体46的底边与容器壳体22的椭圆形底盖48的顶边结合的位置的切线72。或者，底盖48可以是任意形状，包括圆锥形,且切线仍然定义为圆柱形主体46的底边。切线72与氧化剂喷雾器34的顶部之间的垂直距离"￥2"优选地至少为约0,(K)12H、0.()OIL和/或0,OID;更优选至少为约0,00511、0,004L和./或0,05D;最优选为至少0,01II、0.008L和/或0,1D。反应区28下端52与氧化剂喷雾器34的下部氧化剂开n70的出门之间的垂宵距离'13"优选地小于约0,015H、0.013L和,Z或0,15D;更优选小于约0.012H、0,OIL和Z或0,ID;最优选小f0.01H、0,(K)8L、和/或0.0751)，但是大f0.003:H、0,002L、禾口/或0.0251)。在本发明的优选实施方案中，构造将氧化剂物流和进料物流排放到反应区中的开口，使得从开口排放的氧化剂或进料物流的量(屯^:)与该开口的开口面积成止:比。由此，例如，如果50%的由全部氧化剂开口限定的累积开口面积位丁-反应区底部的0.15D之内，那么5(hrtX的氧化剂物流在反应区底部的0.151)之内进入反应区，反之亦然。除了通过使反应介质36中未充气区(即具有低气体滞留量的区域)最小化提供的优点之外，已发现，可以通过使整个反应介质36的气体滞留量最大化来强化氧化。反应介质36优选的时间平均和体积平均气体滞留量为至少约0,4,更优选为约0,6-约0,9,最优选为0.65-0.85。几种鼓泡塔反应器20的物理和操作特征有助于上面所讨论的高气休滞留量。例如，对于给定的反应器尺寸和氧化剂物流流动来说，反应区28的高L:D比值产生较低的直径，其增加了反应介质36中的表观速度，其反过来增加丫1体滞留量。另外，即使对于给定的恒定表观速度来说，鼓泡塔的实际直径和L:I)比值公知会影响平均气体滞留量。另外，最小化特别是反应区28底部中的未充气区，有助于增加气体滞留量值。另外，鼓泡塔反应器的塔顶压力和机械结构可以影响在高表观速度F的操作稳定性和本文屮所公开的气体滞留量值。另外，本发明者已发现，采用优化的塔顶压力进行操作对f获得增加的气体滞留量和增强的传质来说是重要的。似乎，采用较低的塔顶压力操作(根据Heni7定律，这降低了分子氧的溶解性)将降低分子氧从气体到液体的传质速率。在机械搅拌型容器中，这种情形是典型的，因为充1程度和传质速率由搅拌器设计和塔顶压力支配。但是，在根据本发明优选实施方案的鼓泡塔反应器中，已发现了如何使用较低的塔顶压力来导致给定质y:的气相氧化剂物流占据更多体积，增加反应介质36中的表观速度并且进而增加气体滞留量和分子氧的传递速度。气泡聚并和破裂之间的平衡是极复杂的现象，一方面导致起泡趋势，其降低了液相的内部循环速率并且其可能需要非常、非常大的脱离区；并且另一方面导致较少的、非常大的气泡趋势，其产牛较低的气休滞留量和从氧化剂物流到液相的较低传质速度。关于液相，除了别的因素之外，其组成、密度、粘度和表面张力公知以非常复杂的方式相互作用，由此即使不存在固相吋也产生非常复杂的结果。例如，当对T即使简单的水-空气鼓泡塔进行报道和评价观测时，实验室研究者已发现其适用于定性"水"是自来水、蒸馏水、还是去离子水。对于液相中的复杂混合物和对于加入固相来说，复杂程度进一步提高。除了其它因素之外，个体固体颗粒的表面不规则性、固体平均尺寸、粒度分布、相对于液相的固体量和液体润湿同体表面的能力在它们与液相和氧化剂物流的相互作用中在确定将产生怎样的鼓泡行为和自然对流流型中均是重要的。由此，鼓泡塔反应器以本文中所公开的高表观速度和高气休滞留量有用地起作用的能力取决于例如适当地选择(l)反应介质的液相组成；(2)沉淀固体的量和类型，二者都可以通过反应条件来调节；(3)进料到反应器中的氧化剂物流的量；(4)塔顶压力，其影响氧化剂物流的体积流动、气泡稳定性，和通过能還:平衡影响反应温度；(5)反应温度木身，其影响流体性能、沉淀固体的性能、和氧化剂物流的比容；和(6)反应容器的几何形状和机械细节,包括L:D比值。再次参照图l，已发现，可氧化的化合物(例如对-二甲苯)在反应介质36中的改进分布可以通过在多个垂直间隔的位置将液相进料物流引入反应区28来提供。优选地，通过至少3个进料口、更优选至少4个进料口将液相进料物流引入反应区28。本文中所使用的术语"进料口"表示其中将液相进料物流排放到反应区28中以与反应介质36混合的开口。优选地，至少2个进料口彼此垂直间隔至少约0.5D，吏优选地至少约1.5D，最优选地至少3D。但是，优选地，最高的进料口与最低的氧化剂开口之间垂直间距不大于约0.75H、0,65L和/或8D;更优选不人于约0,5II、0,4L和/或5D;最优选地不人于0,4II、0,35L和./或4D。虽然期望在多个垂直位置引入液相进料物流。但是也已经发现，如果大部分液相进料物流引入反应介质36和/或反应区28的下半部，则提供了可氧化的化合物在反应介质36中的改进分布。优选地，至少约75wt^的液相进料物流引入反应介质36和/或反应区28的下半部。最优选地，至少约90wt^的液相进料物流引入反应介质36和./或反应区28的下半部。另外，优选地，将至少约30wtX的液相进料物流在其中将氧化剂物流引入反应区28的最低垂直位置的约1.5D之内引入反应区28。将氧化剂物流引入反应区28的该最低垂:,:位置通常在氧化剂喷雾器底部；但是，本发明的优选实施力'案考虑了多种用于将氧化剂物流引入反应区28的备选结构。优选地，将至少约50%的液相进料在其中将氧化剂物流引入反应区28的最低垂直位置的约2.5D之内引入。优选地，将至少约75wt!^的液相进料物流在其中将氧化剂物流引入反应区28的最低垂直位置的约5D之内引入。每个进料口限定通过其排出进料的开口面积。优选地，至少约3()%的全部进料入口的累积开口面积位丁-其中将氧化剂物流引入反应区28的最低垂直位置的约1.5D之内。优选地，至少约50%的全部进料入口的累积开口面积位于其巾将氧化剂物流引入反应区28的最低垂直位置的约2,5D之内。优选地，至少约75%的全部进料入口的累积开口面积位于其屮将氧化剂物流引入反应区28的最低垂:有位置的约5D之内。再次参照图l,在本发明的-一种实施方案中，进料入U32a、b、c、d仅为沿容器壳体22—侧的一连串垂直对准的开口。这些进料口优选地具有基本....匕相似的小f约7cm的直径，更优选为约0,25-约5cm，最优选为0.4-2cm。鼓泡塔反应器20优选地装配有用于控制液相进料物流从每个进料口中流出的流速的系统。这种流动控制系统优选地包括用于每个各自进料入口32a、b、c、d的各流动控制阀74a、b、c、d。另外，优选地，鼓泡塔反应器20装配有能使至少一部分液相进料物流以至少约2m/s、更优选至少约5m/s、仍更优选至少约6m/s、最优选8-20m/s的提高的入口表观速度被引入反应区28的流动控制系统。本文中所使用的术语"入n表观速度"表示进料n流出的进料物流的时间平均体积流速除以进料n的面积。优选地，将至少约50wtX的进料物流以提高的入U表观速度引入反应区28。最优选地，将基本上全部进料物流以提高的入口表观速度引入反应区28。现在参照图6-7，描述用于将液相进料物流引入反应区28的各选系统。在该实施方案中，在M个不同的卨度将进料物流弓I入反应区28。每个卨度装配有各自的进料分布系统76a、b、c、d。每个进料分布系统76包括主进料导管78和歧管80。每个歧管80装配有至少两个连接于各自嵌入导管86、88的出口82、84，所述嵌入导管86、88延伸到容器壳体22的反应区28中。每个嵌入导管86、88呈现用于将进料物流排放到反应区28中的各fi进料n87、89。进料n87、89优选地具有基本....匕相似的小于约7cm的有径，更优选为约0.25-约5cm，最优选为0.4-2cm。优选地，每个进料分布系统76a、b、c、d的进料U87、89在直径方向上相对设置，使得在相反方向....匕将进料物流引入反应区28。另外,优选地，相邻进料分布系统76的在直径方向上相对设置的进料口86、88彼此相对地旋转90度定位。操作时，液相进料物流被装入主进料导管78中并且随后进入歧管8()。对于通过进料口87、89在反应器20的相反侧上的NJ时引入来说，歧管80使进料物流均匀地分布。图8描述了备选结构，其中每个进料分布系统76装配有卡口管(bayonettube)90、92，而非嵌入导管86、88(如图7中所示)。卡口管90、92突出到反应区28中并且包括多个用于将液相进料排放到反应区28中的小进料U94、96。优选地，卡U管90、92的小进料UM、96具有基本上相同的小f约50mm的直径，更优选为约2-约25mm，最优选为4-15mm。图9-丄丄描述了备选的进料分布系统100。进料分布系统i00在多个垂直间隔的和横向间隔的位置引入液相进料物流，不需要多处穿透鼓泡塔反应器2()侧壁。进料引入系统IOO通常包括单入口导管102、集管(hoacbr)104、多个直立式分布管106、横向支撑机构1()8和垂直支撑机构110。入口导管102穿透容器壳体22主体46的侧壁。入口导管1()2流体地连接于集管104。集管104将从入口导管102中接收的进料物流在直立式分布管106之屮分布均匀。每个分布管106具有多个用于将进料物流排放到反应区28的垂直间隔的进料U112a、b、c、d。横向支撑机构108连接于每个分布管106，且抑制分布管106的相对横向运动。垂直支撑机构ll()优选地连接f横向支撑机构108和氧化剂喷雾器34的顶部。垂直支撑机构ii0基本上抑制反应区28中分布管i06的垂直运动。优选地，进料口ii2具有基本上相同的小于约5()mm的直径，更优选为约2-约25mm，最优选为4-15mm。图9-11中所示进料分布系统100的进料口112的垂直间距可以基本上等NJT上述关T图1进料分布系统所述的。己发现，许多鼓泡塔反应器中反应介质的流型可以容许反应介质中可氧化的化合物的不均匀的方位(azimuthal)分布，尤其是当可氧化的化合物主要沿着反应介质的一侧引入时。本文中所使用的术语"方位"表示围绕反应区细长的直立轴的角度或间距。本文中所使用的术语"直立"应表不在垂直的45。之内。在本发明的一种实施方案中，含有i寸氧化的化合物(例如对-一甲苯)的进料物流通过多个方位间隔的进料口引入反应区。这些方位间隔的进料口可以有助于预防反应介质中极卨'和极低可氧化的化合物浓度的区域。图6-11中所示的各种进料引入系统为提供'/进料口的适当方位间距的系统的实例。再次参照图7，为了量化液相进料物流以方位间距形式引入反应介质，理论k可以将反应介质分为四个近似相等体积的直立方位象限"QpQ2、Q3、Q4"。这些方位象限"QpQ2、Q3、(i;"由一对虚构的相交的正交垂直面"PpV限定，该相交的iE交垂有面在反应介质的最大垂直尺度和最大径向尺度以外延伸。当反应介质含在圆柱形容器中时，虚构的相交的垂直面PpP2的相交线将近似地与圆柱体的垂直中线相一致，并且每个方位象限QpQ2、Q3、Q4将为高度等于反应介质高度的通常楔形的垂直休积。优选地，将绝大部分可氧化的化合物通过位于至少两个不同方位象限中的进料口排放到反应介质中。在本发明的优选实施方案中，将不超过约80wt%的可氧化的化合物通过可以位丁'竿-一方位象限巾的进料口排放到反应介质巾。更优选地，不超过约60wt%的可氧化的化合物通过可以位于单--方位象限中的进料口排放到反应介质中。最优选地，将不超过40wt^的可氧化的化合物通过可以位于单一方位象限屮的进料n排放到反应介质屮。当方位象限成方位角定位使得最大可能量的可氧化的化合物被排放到方位象限之一中时，测量可氧化的化合物的这些方位分布参数。例如，如果通过两个彼此在方位上间距89度的进料口将全部进料物流排放到反应介质中，为了确定四个方位象限中的方位分布，将i00wt%的进料物流在单一方位象限中排放到反应介质中，因为方位象限可以以使得两个进料口位于单一方位象限中的方式在方位上定位。除了与进料口的适当方位间距相关的优点之外，也已经发现，鼓泡塔反应器巾进料口的适当径向间距也可能是重要的。优选地，将绝人部分引入反应介质的可氧化的化合物通过与容器侧壁向内地径向间隔的进料U排放。这样，在本发明的-一种实施方案中，绝大部分的nj氧化的化合物通过位f"优选的径向进料区"的进料口进入反应区，所述优选的径向进料区从限定反应区的直立侧壁向内地间隔。再次参照图7，优选的径向进料区"ra"可以呈现理论直立的圆柱体形状，居于反应区28中心且具有0,9D的外径"D。",其中"D"为反应区28的直径。由此，在优选的径向进料区FZ与限定反应区28的侧壁内侧之间限定了厚度为0.05D的外圆环"()A"。优选地，很少的或者无可氧化的化合物通过位于该外圆环〔)A的进料口而引入反应区28。在另一种实施力'案屮，优选地，很少的或者无可氧化的化合物引入到反应区28屮心。由此，如图8中所示。优选的径向进料区FZ可以呈现居于反应区28中心的理论直立的圆环形状，具有().9D的外径D0,和具有0,2D的内径D:l。山此,在该实施方案中，从优选的径向进料区FZ的中心"切除"直径0.2D的内圆柱IC。优选地，很少的或者无可氧化的化合物通过位于该内圆柱IC的进料口而引入反应区28。在本发明的优选实施方案中，绝大部分可氧化的化合物通过位丁'优选的径向进料区的进料口而引入反应介质36中，无论该优选的径向进料区是否具有l:述圆柱形或圆环形。更优选地，将至少约25沐t^的可氧化的化合物通过位于优选的径向进料区的进料口排放到反应介质36屮。仍更优选地,将至少约50wt、的可氧化的化合物通过位于优选的径向进料区的进料U排放到反应介质36中。最优选地，将至少75wt%的可氧化的化合物通过位f优选的径向进料区的进料口排放到反应介质36中。虽然参照液相进料物流的分布描述了图7和8中所示的理论方位象限和理论优选的径向进料区，但是已发现，气相氧化剂物流的适当方位和径向分布也可以提供一些优点。由此，在本发明的-'种实施方案中，上面提供的液相进料物流的方位和径向分布的描述也适用于其中将气相氧化剂物流引入反应介质36的方式。现在参照图12-15，备选的氧化剂喷雾器200描述为通常包括环形元件202和一对氧化剂进入导管204、206。图1.2-15的氧化剂喷雾器200类似于图1-11的氧化剂喷雾器34，存在下列—种主要区别(l)氧化剂喷雾器200并不包括对角横向元件；(2)环形元件202的上部不具有用f将氧化剂向上排出的开口；(3)氧化剂喷雾器200在环形兀件202的下部中具有更多个开口。可能最好如图14和15中所示的那样,氧化剂喷雾器环202的底部呈现多个氧化剂开口208。优选地构造氧化剂开口208，使得至少约1%由氧化剂开口208限定的总开口面积位于环形元件202的中线21()(图15)之——F，其中中线210位于环形元件202体积质心高度处。更优选地，至少约5%由全部氧化剂开口208限定的总开口面积位于中线210之下,其屮至少约2X的总开n面积由以通常向下的力'向在与垂直成约30度之内排出氧化剂物流的开U208限定。仍更优选地，至少约20X由全部氧化剂开U208限定的总开U面积位f中线210之下，其中至少约1()%的总开口面积由以通常向下的方向在与垂直成约30度之内排出氧化剂物流的开口208限定。最优选地，至少约75%由全部氧化剂开口208限定的总开口面积位于中线2H)之下，其中至少约4()%的总开口面积由以通常向下的方向在与垂直成约30度之内排出氧化剂物流的开口208限定。由位丁'中线210之上的全部氧化剂开口208限定的总开口面积的分数优选地小于约75%，更优选地小于约50%，仍更优选地小于约25%，最优选地小于5%。如图14和15中所示，氧化剂开U208包括向下的开U208a和斜的开U208b。构造向下的开口208a，山此以与垂直成约3()度之内、更优选地以与垂直成约15度之内、最优选地以与垂直成5度之内的角度通常向下地排出氧化剂物流。构造斜的开口208b，由此以与垂直成约15-约75度的角度"A"、更优选地以与垂直成约30-约60度的角度A、最优选地以与垂直成40-50度的角度A通常向外且向下地排出氧化剂物流。优选地，基木l:全部氧化剂开口208具有近似相同的直径。氧化剂开口208的直径优选地为约2-约300咖，更优选为约4-约120咖，最优选为8-60咖。选择环形元件202屮氧化剂开n202的总数以符合——F面详述的低压降准则。优选地,环形元件202屮形成的氧化剂开U208的总数至少为约10，更优选地氧化剂开U208的总数为约20-约200，最优选地氧化剂开口208的总数为40-100。虽然图i2-i5描述了非常具休的氧化剂喷雾器200的结构，现在要注意的是，可以采用多种氧化剂喷雾器结构来实现本文中所述的优点。例如，氧化剂喷雾器不必需要具有图12-13中所示的八边形环形元件结构。而是，氧化剂喷雾器可以由采用多个用T排放氧化剂物流的一定距离间隔的开口的任意流动导管结构来形成。流动导管中氧化剂开口的尺寸、数目和排放方向优选地在上述范围之内。另外，优选地构造氧化剂喷雾器，以提供上述分子氧的方位和径向分布。无论氧化剂喷雾器的ft体结构如何，优选地,氧化剂喷雾器以这样的方式来物理构造和操作使得与从流动导管(一个或多个)中排出氧化剂物流，通过氧化剂开口并排放到反应区中相关联的压降最小化。该压降如下来计算，氧化剂喷雾器的氧化剂入口66a、b处流动导管内部氧化剂物流的时间平均静压减去反应区中在其中一半氧化剂物流在卨于该垂直位置引入且-'半氧化剂物流在低T该垂直位置引入的高度处的时间平均静压。在木发明的优选实施方案巾，与从氧化剂喷雾器巾排出氧化剂物流相关联的时间平均压降小于约0,3兆帕(MPa),更优选地小于约0,2MPa，仍更优选地小于约0,1MPa，最优选地小于0.05MPa。在本文屮所述的鼓泡塔反应器的优选操作条件下,氧化剂喷雾器的流动导管(一个或多个)内部氧化剂物流的压力优选地为约0.35-约1MPa,更优选地为约0.45-约0,85MPa，最优选地为0.5-0,7MPa。如同较早地参照图2-5中所示的氧化剂喷雾器结构所提到的那样，可以期望地用液体(例如乙酸、水和/或对-二甲苯)连续地或定期地冲洗氧化剂喷雾器，由此防止氧化剂喷雾器被固体结垢。当采用这种液体冲洗时，优选地，使有效量的液体(即并不仅仅是可能自然存在于氧化剂物流中的液滴的最小量)每天至少一个一分钟以l:的周期通过氧化剂喷雾器并且从氧化剂开口中流出。当从氧化剂喷雾器中连续地或定期地排出液体时，优选地，通过氧化剂喷雾器的液体的质量流速与通过氧化剂喷雾器的分子氧的质量流速的时间平均比值为约o.05:1-约30:i，或者为约o.i:1-约2:i,或者甚至为o,2:h:i。在本发明的-一种实施方案中，绝大部分的可氧化的化合物(例如对-一甲苯)可以通过氧化剂喷雾器引入反应区。在这种配置中，优选地，可氧化的化合物和分子氧通过氧化剂喷雾器中相M的开口从氧化剂喷雾器中排出。如上所述，可氧化的化合物通常在stp....F为液体。由此，在这种实施方案巾，可从氧化剂喷雾器巾排出两相物流，其巾液相包括可氧化的化合物而气相包括分子氧。然而，应当意识到，至少--部分可氧化的化合物在从氧化剂喷雾器中排出时可以处于气态。在一种实施方案中，从氧化剂喷雾器中排出的液相主要由可氧化的化合物构成。在另一种实施方案中，从氧化剂喷雾器中排出的液相具有基本上与上述进料物流相同的组成。当从氧化剂喷雾器中排出的液相具有基本上与进料物流相同的组成时，该液相可以包括以上关于进料物流组成所述的量和比值的溶剂和/或催化剂系统。在木发明的一种实施方案中，优选地，至少约%全部引入反应区的可氧化的化合物通过氧化剂喷雾器引入，更优选地，至少约40沐t^可氧化的化合物通过氧化剂喷雾器引入反应区，最优选地，至少80wtX可氧化的化合物通过氧化剂喷雾器引入反应区。当全部或部分可氧化的化合物通过氧化剂喷雾器引入反应区时，优选地，至少约10wtX全部引入反应区的分了氧通过相同氧化剂喷雾器引入，更优选地，至少约4(hrtX可氧化的化合物通过相同氧化剂喷雾器引入反应区，最优选地，至少80wL^可氧化的化合物通过相同氧化剂喷雾器引入反应区。当绝大部分可氧化的化合物通过氧化剂喷雾器引入反应区时，优选地，在氧化剂喷雾器中设置-^个或多个温度传感设备(例如热电偶)。这些温度传感器可以用于帮助确保氧化剂喷雾器巾的温度不会变得危险地高。现在参照图16-18，鼓泡塔反应器20描述为包括设置在浆料出口38附近反应区28底部屮的内部脱气容器300。已发现，在反应介质36的脱气期间形成杂质的副反应以相对高的速度发生。本文中所使用的术语"脱气"表示气相从多相反应介质中脱离。当反应介质36高度充气时(>0,3气体滞留*(gashold-up))，杂质形成是最小的。当反应介质36高度未充气时(<0,0i气休滞留量)，杂质形成也是最小的。但是，当反应介质部分充气时(().()卜().3气体滞留量)，不期望的副反应得到促进且生成增多的杂质。脱气容器3()()通过使部分充气状态下的反应介质36的体积最小化和通过使反应介质36脱气所花费的吋间最小化而解决了这个和其它问题。基木k脱气的浆料从脱气容器300底部生成且通过浆料出口38离开反应器20。基本上脱气的浆料优选地含有小于约5体积％的气相，更优选地小于约2体积％的气相，最优选地小于1体积％的气相。在图16中，鼓泡塔反应器20描述为包括料位控制器302和流动控制阀304。料位控制器302和流动控制阀3(M协作以保持反应区28中反应介质36在基本上恒定的高度。料位控制器302可用于进行感测(例如通过差压料位传感或通过核子料位传感(皿clear1eve1sensing))反应介质36上表面44的卨二度并且生成对反应介质36的卨度作出响应的控制信5306。流动控制阀304接收控制信^306并且调节浆料通过浆料出口导管308的流速。由此，浆料流出浆料出口38的流速可以在反应介质36的高度过高时的最大桨料体积流速(Fniax)和当反应介质36的高度过低时的最小浆料体积流速(Ffflin)之间变化。为了从反应区28屮除去固相氧化产物，一部分必须首先通过脱气容器300。脱气容器300提供了容许反应介质36的气相在液体和同体向下流向浆料出U38时自然地从反应介质36的液相和固相中升起的低湍流内部体积。气相从液相和固相中升起是由液相和固相中气相的自然的向上浮力导致的。当采用脱气容器300时，反应介质36从完全充气的、二相介质转化为完全脱气的、两相浆料是快速和有效的。现在参照图17和18，脱1容器300包括限定其间的脱气区312的通常直立的侧壁308。优选地，侧壁308在与垂直成约30度之内向l:延伸，更优选地在与垂直成约10度之内。最优选地，侧壁308基本上是垂直的。脱气区312与反应区28分开且具有高度"h"和直径"d"。侧壁308的上端310是敞开的，由此接收来自反应区28中的反应介质到内部体积312中。侧壁308的下端通过过渡段314流体地连接f浆料出口38。一些情形中，诸如当浆料出口38的开口大时或者当侧壁直径"d"小时，可以除去过渡段3i4。可能最好如图18中所示的那样,脱气容器3()()也可以包括设置在脱气区312中的防涡器316。防涡器316可以是在固相和液相向下地流向浆料出口38时可用T抑制形成旋涡的任意结构。为了容许脱气容器300巾气相从固相和液相中适当地脱离，小心地选择内部脱气区312的高度"h"和水平横截面积。内部脱气区312的高度"h"和水平横截面积应当提供足够的距离和时间，使得即使在取出最大量的浆料时(即当在Fraax下取出浆料时)，基本....匕全部气泡体积可以在气泡到达脱气容器300底部出U之前从同相和液相中升起。由此，优选地，脱气区312的横截面积使得液相和固相通过脱气区312的最大向K速度(Vdmax)基本上小于气相气泡通过液相和固相的自然上升速度(Vu)。如上所讨论的那样，液相和固相通过脱气区312的最大向下速度(Vdmax)出现在最大浆料体积流速(？max)时。气泡通过液相和固相的自然上升速度(Vu)根据气泡的尺寸而不M;但是，O.5cm直径气泡通过液相和固相的自然l:升速度(Vu0.5)可以用作截止值(cut-offvalue)，冈为最初反应介质36中基木上全部气泡体积将都人于0,5cm。优选地，脱气区312的横截面积使得Vdniax小于约75%的Vu。.5，更优选地Vdraax小于约4-()%的Vu。.5，最优选地Vdmax小于20%的Vu(),5。脱气容器300的脱气区312中液相和同相的向下速度如下来计算脱气的浆料通过浆料-出口38的体积流速除以脱气区312的最小横截面积。脱气容器300的脱气区312中液相和固相的向下速度优选地小于约5(km/s，更优选地小于约30cm/s，目.最优选地小于l()cm/s。现在耍注意的是，虽然脱气容器300的直立侧壁308描述为具有圆柱形结构，但是侧壁308可以包括多种形成不同结构(例如三角形、正方形或椭圆形)的侧壁，只要这些壁限定具有适当体积、横截面积、宽度"d"和高度"h"的内部体积。在本发明的优选实施方案屮,"d"为约0,2-约2m，更优选为约0,3-约1,5m,最优选为0,4-1,2m。在本发明的优选实施方案中，"h"为约0,3-约5m，更优选为约0.5-约3m,最优选为0.75-2m。在本发明的优选实施方案中，侧壁308基本....匕是垂直的，使得脱气区312的水平横截面积沿着脱气区3i2的整个高度"h"基本上是恒定的。优选地，脱气区312的最大水平横截面积小于约25%的反应区28的最大水平横截面积。更优选地，脱气区312的最大水平横截面积为约0.1-约10%的反应区28的最大水平横截面积。最优选地，脱气区312的最大水平横截面积为().25-4%的反应区28的最大水平横截面积。优选地，脱气区312的最大水平横截面积为约0,02-约3平方米，更优选为约0,05-约2平方米，最优选为0,1-1,2平方米。脱气区312的体积优选地小于反应介质36或反应区28的总体积的约5%。更优选地，脱气区312的体积为反应介质36或反应区28的总体积的约0.01-约2%。最优选地，脱气区312的体积为反应介质36或反应区28的总体积的0.05-约1%。脱气区312的体积优选地小于约2立方米，更优选为约0,0丄-约i立方米，最优选为0.05-0,5立方米。现在转到图19，鼓泡塔反应器2()描述为包括外部脱气容器4()()。在这种结构中，通过容器克体22的-"侧中高位开口将充气的反应介质36从反应区28中取出。通过出口导管4()2将取出的充气的介质输送到外部脱气容器40()以从固相和液相中脱离气相。脱离的气相通过导管404开脱气容器400，同时基本上脱气的桨料通过导管406离开脱气容器400。在图19中，出口导管402显不为近似直的、水平的并且正交f容器壳体22。这仅仅为--种适当的结构；出口导管402另外可以是仟意形式，甜提是其有用地将鼓泡塔反应器20与外部脱气容器4()()相连。关于导管4()4，有用地是该导管在脱气容器4()()顶部或其附近连接，由此控制与含有可氧化的化合物和氧化剂的停滞气囊(stagnantgaspockot)相关的控制安全问题。另外，导管402和404可以有用地包括iA如阔的流动隔离设备。当通过高位出口从反应器20中排出反应介质36时，如图19中所示，优选地，鼓泡塔反应器20在反应区28底部52附近装配有下部出n408。下部出n408和连接于其上的下部导管410可以用于停车期间消除反应器20的库存(即清空)。优选地,在反应介质36的底部三分之一高度中、更优选在反应介质36的底部四分之一高度中、最优选在反应区28的最低点提供-一个或多个下部出口408。采用图19中所示的卨位浆料排出和脱气系统，下部导管41()和出口4()8并不用于在氧化期间从反应区28中取出浆料。本领域公知的是，在浆料的未充1和在其它情况下未搅拌的部分巾固体倾向于通过重力而沉降，包括在停滞流动导管中。另外，沉降的固体(例如对苯二甲酸)可以倾向于通过继续沉淀和Z或结晶重组而固结为人团聚体。由此，为了避免下部流动导管41()的堵塞,一部分来fi脱气容器400底部的脱气的浆料可以用于在反应器20的正常操作期间连续地或间断地冲洗下部导管410。提供导管410这种桨料冲洗的优选方式是定期打开导管"0中的阀412并且使一部分脱气的浆料通过'卜'部开口408流过导管4i0并进入反应区28。即使当阀4i2完全或部分开启时，只有--部分脱气的浆料流过下部导管410并返回到反应区28中。乘除部分的脱气的浆料并不用于冲洗下部导管410，其通过导管414从反应器20中取出用T进-'步的下游处理(例如纯化)。在充分长的时间(例如>100小时)之内鼓泡塔反应器20的正常操作期间，优选地，用于冲洗下部导管410的脱气的浆料的量小于从脱气容器400底部生成的全部脱气的浆料的50wt.%,更优选小于约20wt.%,最优选地小于5wt%。另外，优选地，在棊本上长的时间之内，用于冲洗下部导管410的脱气的浆料的平均质量流速小于可氧化的化合物进入反应区28的平均质量流速的约4倍，更优选小fnj氧化的化合物进入反应区28的平均质量流速的约2倍，仍更优选小于可氧化的化合物进入反应区28的平均质量流速，最优选地小于可氧化的化合物进入反应区28的甲均质量流速的().5倍。再次参照图19，脱气容器400包括限定脱气区418的基本上直立的、优选地圆柱形侧壁416。脱气区418具有直径"d"和高度"h"。高度"h"测量为其巾充气的反应介质进入脱气容器400的位置与侧壁416底部之间的垂直距离。脱气区418的高度"h"、直径"d"、面积和体积优选地某本上等同于上述关于图16-18屮所示脱气容器300的脱气区31.2。另外J兑气容器400包括在脱气区418之上由延伸的侧壁416形成的上部段420。脱气容器400的上部段42()nj以是任意高度，尽管其优选地向上延伸到反应区28中反应介质36的液面或之上。上部段420确保气相具有空间，由此在通过导管404离开脱气容器400之甜适当地从液相和固相中脱离。现在要注意的是，虽然导管4()4描述为将脱离的气相送回到反应器20的脱离区，但是导管404备选地可以在出口导管402之上的任意高度处连接T容器壳体22。任选地，导管404可以连接于气体出口导管40，使得脱气容器400巾脱离的气相与导管40中除去的塔顶蒸气物流合并并且送到下游用于进-一步处理。现在转到图20，鼓泡塔反应器20描述为包括混合的内外脱气容器500。在这种结构中，将一部分反应介质36通过容器壳体22侧壁中相对大的高位开口502从反应区28中取出。取出的反应介质36随后被输送通过相对大直径的弯头导管504并日.进入脱气容器的顶部。在图2()中，弯头导管504显示为止交地连接于容器壳体22的侧壁并且包括角度约90度的平滑转角(turn)。这仅仅为.'种适当的结构；并且弯头导管504可以另外是各种形式，前提是其有用地将鼓泡塔反应器20连接于外部脱气容器50()，如所述的那样。另外，弯头导管504可以有用地包括诸如阀的流动隔离设备。在脱气容器500屮，气相向....匕运动，同时固相和液相向下运动。向....匕运动的气相可以再次进入弯头导管504并且随后通过开U502流冋到反应区28中。由此，开U502处可以发生进入的反应介质36和离开的脱离气体的逆流。脱气浆料通过导管506离开脱气容器500。脱气容器500包括限定脱气区5i0的基本上直立的、优选地圆柱形侧壁508。脱气区510具有卨'度"h"和直径"d"。优选地，卨、位开口5()2和弯头导管5()4具有等同于、或者大T脱气区510的直径"d"的直径。脱气区510的高度"h"、直径"d"、面积和体积优选地基木l:等同于l:述关于图16-18中所示脱气容器300的脱气区31.2所描述的那些。图19和20描述了鼓泡塔反应器20的实施方案，其中通过高位出口将反应区28屮生成的固体产物(例如粗制对苯二甲酸)从反应区28屮取出。从鼓泡塔反应器20底部之上的高位位置取出充气的反应介质36可以W助于避免在反应区28底部52出现充气差的反应介质36聚集和淤塞。根据本发明的其它方面，反应介质36顶部附近反应介质36中氧和可氧化的化合物(例如对-二甲苯)的浓度优选地低于底部附近。由此，在高位位置取出反应介质36可以通过降低从反应器2()中取出的未反应的反应物的量而提a产率。另外，如本文中所述的那样，当采用高STR和化学组成梯度来操作鼓泡塔反应器20时，垂直方向l:反应介质36的温度变化明显。在这些条件下，反应介质36的温度通常在反应区28的下端和上端附近具有局部最小值。下端附近，最小值与全部或部分氧化剂被容纳的位置附近溶剂的蒸发相关。上端附近,最小值也归因于溶剂的蒸发，尽管此处归因于反应介质屮下降的压力。另外，其它局部最小值可能发生在上端和下端之间，无论另外的进料或氧化剂在哪里被容纳到反应介质中。由此，在反应区28的上端和'卜'端之间存在一个或多个由氧化反应的放热导致的温度最大值。当下游处理在较高温度下进行时，在较高温度的高位位置取出反应介质36可以是特别有益的，因为降低了与加热用于F游处理的排出的介质相关联的能源成本。由此，在木发明的优选实施方案巾且尤其是当下游处理在较高温度下进行时，通过位于至少50%的液相进料物流和Z或气相氧化剂物流进入反应区28的位置(一个或多个)之上的高位出n(—个或多个)将反应介质36从鼓泡塔反应器20屮取出。更优选地，通过位于基本上全部液相进料物流和/或气相氧化剂物流进入反应区28的位置(一个或多个)之上的高位出口(一个或多个)将反应介质36从鼓泡塔反应器20中排出。优选地，至少50wL^从鼓泡塔反应器20中排出的固相和液相组分通过高位出口(-一个或多个)排出。更优选地，基本上全部从鼓泡塔反应器2()中排出的固相和液相组分通过a位出口(--个或多个)排出。优选地，高位出口(-'个或多个)位T反应区28下端52之上的至少约11)处。更优选地，高位出口(一个或多个)位于反应区28——F端52之i:的至少约21)处。最优选地，高位出口(--个或多个)位于反应区28下端52之上的至少3D处。假设反应介质36的高度"H"，优选地，高位出U(一个或多个)垂直地位于约0.2H-约0.8H之间，更优选位f约().3H-约0,7H之间，最优选位f0,細,6H之间。另外，优选地，从反应区28中高位出口处反应介质36的温度高于反应区28下端52处反应介质36的温度至少it。更优选地，反应区28高位出口处反应介质36的温度卨'于反应区28下端52处反应介质36的温度约1.5"C-约16°C。最优选地，反应区28高位出口处反应介质36的温度高丁'反应区28——F端52处反应介质36的温度2°C-12"。现在参照图21，鼓泡塔反应器20描述为包括位于反应器20底部的备选的混合型脱气容器600。在这种结构屮，通过容器売体22——F端52屮相对大的开n602将充气的反应介质36从反应区28中排出。开U602限定脱气容器600的开U上端。脱气容器600中，气相向--匕运动，同时固相和液相向下运动。向上运动的气相nj以通过开口602再次进入反应区28。由此，在开口602处可以发牛进入的反应介质36和离开的脱离气休的逆流。脱气浆料通过导管604离开脱气容器6()()。脱气容器6()()包括限定脱气区608的基本上直立的、优选地圆柱形侧壁606。脱气区608具有高度"h"和直径"d"。优选地，开口602具有等同于、或者大于脱气区608的直径"d"的直径。脱气区608的高度"h"、直径"d"、面积和体积优选地基本上等同于上述关于图16-18中所示脱气容器300的脱气区312所描述的那些。现在参照图22,图21的鼓泡塔反应器20描述为包括备选的氧化剂喷雾器620。氧化剂喷雾器620包括环形兀件622和一对入口导管624、626。环形兀件622优选地具有基本上等同于以上关于图i2-i5中所述的环形元件202的结构。入口导管624、626通过容器壳体22底盖48中的开口向上延伸并且将氧化剂物流提供给环形元件622。现在参照图23，图21的鼓泡塔反应器20描述为包括用丁'将氧化剂物流引入反应区28的无喷雾器设备。在图23的结构中，氧化剂物流通过氧化剂导管630、632提供给反应器20。氧化剂导管630、632连接于容器壳体22底盖48中各fi的氧化剂开口634、636。通过氧化剂开n634、636将氧化剂物流有接引入反应区28。可以提供任选的冲击板638、640，由此-一H氧化剂物流最初进入反应区28时使其流动偏转。如....匕所述，优选地，以避免反应介质中出现高浓度可氧化的化合物的区域的方式构造和操作氧化反应器，因为这种区域可以导致形成杂质。改进可氧化的化合物(例如对-二甲苯)在反应介质中的初始分散的一种方法是通过用液体稀释该可氧化的化合物。用丁'稀释可氧化的化合物的液体可以生成丁-,;分位丁-距离将可氧化的化合物进料到反应区的位置(一个或多个)较大距离处的反应介质。可以通过位于主反应容器内部和/或外部的流动导管将这种液体(其来fi远处部分的反应介质)循环到接近于可氧化的化合物进入位置的位置。图24和25描述了使用内部(图24)或外部(图25)导管将来自远处部分的反应介质的液体循环到nj氧化的化合物入口附近的位置的两种优选方法。优选地,流动导管从其入口(即液休进入导管的开口(一个或多个))到其出口(即液休从导管中排出的开口(一个或多个))的长度大于约1米，更优选地大于约3米，仍更优选地大于约6米，最优选地大T9米。但是，如果从分开的容器中获得该液体吋，该导管的实际长度变得不相关，该分开的容器可能紧靠可氧化的化合物进料最初释放到其中的容器之k或旁边。来自含有至少-一些反应介质的任意分开的容器的液体为用于初始稀释可氧化的化合物的优选原料。优选地，流过导管的液体,无论是何种来源，与紧靠至少一个导管出U的反应介质相比，具有更低的可氧化的化合物的静止(standing)浓度。另外，优选地,流过导管的液休在液相中可氧化的化合物的浓度低于约i00,OOO卯mw，更优选地低于约10,OOOppmw，仍更优选地低于约1，()()()ppmw，最优选地低于l()()ppmw,其中在导管中添加增量的可氧化的化合物进料和任何任选的分开的溶剂进料之前测量该浓度。当在添加增量的可氧化的化合物进料和任选的溶剂进料之后测量时，优选地，进入反应介质的组合液体物流在液相中可氧化的化合物的浓度低于约300，OOO卯mw，更优选地低于约50，OOOppnw，最优选地低于10，OOOppmw。期望地，保持通过导管的流动在足够低的速度，使得循环的液体抑制反应介质中期望的nj氧化的化合物的总梯度(overal1gradient)。在这点上，优选地，在增g的可氧化的化合物最初释放到其中的反应区中液相的质量与液休流过导管的质量流迚之比大于约().3分钟，更优选地大于约1分钟,仍更优选地为约2分钟-约120分钟，虽优选地为3-6()分钟。存在许多种用于迫使液体流过导管的方式。优选的方式包括重力、采用气体或者液体或者二者作为运动流体的所有类型的喷射器和所有类型的机械泵。当使用喷射器时，本发明的一种实施力'案使用至少一种选fi下列的流体作为运动流体可氧化的化合物进料(液体或气体)、氧化剂进料(气体)、溶剂进料(液体)和反应介质泵送原料(浆料)。另一种实施方案使用至少两种选自K列的流体作为运动流体nj氧化的化合物进料、氧化剂进料和溶剂进料。仍另-一种实施方案使用可氧化的化合物进料、氧化剂进料、和溶剂进料的组合作为运动流体。循环导管的适当直径(-'个或多个)可以根据被运送材料的量和性质、可获得用于推动流动运动的能量和投资成木的考虑而变化。优选地，这种导管的最小直径大于约0,02m，更优选地为约0,06m-约2m，最优选地为0,12m-0,8m。如上所述，期审在一些优选的范围内控制通过导管的流动。存在许多种本领域公知的通过在构造流动导管期间设置适当的同定几何形状而实现这种控制的方法。另一种优选的实施方案是使用操作期间nj变的几何形状,特别地包括所有种类和规格的阀，包括手动操作通过仟意设备的和动力操作二者，包括传感元件的反馈控制回路或不包括。控制稀释液体流动的另一种优选方法是改变导管入口和出口之间的能量输入。优选的方法包括改变-、个或多个运动流体到喷射器的流速，改变泵驱动器的能量输入，和在使用重力时改变密度差或高度差。这些优选的方法也可以以所有组合形式来使用。用于使反应介质中液体循环的导管可以是本领域公知的任意类型。--种实施方案采用了全部或部分使用传统管道材料而构造的导管。另一种实施方案采用了全部或部分使用反应容器壁作为导管的-一部分而构造的导管。导管可以构造成完全密封在反应容器的边界之内(图24)，或者其可以构造成完全在反应容器之外(图25)，或者其可以同时包括在反应容器之内和之外的段。本发明者考虑了，特别是在较大的反应器中，可以期望地具有多个导管和用于液体通过导管运动的多种设计。另外，可以期望的是，在-'个或全部导管上的多个位置提供多个出口。根据木发明的其它方面，该设计的特别之处将平衡可氧化的化合物的静止浓度巾期望的总梯度和可氧化的化合物进料的期望的初始稀释。图24和25均描述了采用连接导管的脱气容器的设计。该脱气容器确保了用于稀释进入的nj氧化的化合物的那部分反应介质为基本上脱气的浆料。但是，现在要注意的是，用于稀释进入的可氧化的化合物的液休或浆料可以是充气形式以及脱气形式。在鼓泡塔反应器中特别有用的是使用流过导管的液体来提供可氧化的化合物进料的稀释。另外，在鼓泡塔反应器中，即使不将可氧化的化合物进料直接添加到导管中，也可以实现初始稀释可氧化的化合物进料的良好益处，前提是导管的出口位于足够靠近添加可氧化的化合物的位置。在这种实施方案中，优选地，导管的出口位于最近的可氧化的化合物添加位置的约27个导管出n:,:径之内，更优选地在约9个导管出n宵径之内，仍更优选地在约3个导管出U直径之内，最优选地在1个导管出U直径之内。也已经发现，根据本发明的一种实施方案，流动喷射器nj以用f氧化鼓泡塔中可氧化的化合物进料的初始稀释，即使不使用用于从远处部分的反应介质获得稀释液休的导管。在这种情形下，喷射器位于反应介质中且具有从反应介质到喷射器管颈的开路,在此低压吸引邻近的反应介质。图26和27中描述了两种可能的喷射器结构的实例。在这些喷射器的优选实施方案巾，进料可氧化的化合物的最近位置在喷射器管颈的约4m之内、更优选地在喷射器管颈的约1m之内、最优选为喷射器管颈0,3m。在另---------种实施方案中，可氧化的化合物在压力F作为运动流体进料。在仍另一种实施方案屮，溶剂或者氧化剂在压力F作为额外的运动流体与可氧化的化合物一起进料。在仍另一种实施方案中，溶剂和氧化剂二者在压力下作为额外的运动流体与nj氧化的化合物一起进料。本发明者考虑了，特别是在较大的反应器中，可以期望地具有位于反应介质中各个位置的多个喷射器和各种设计。根据本发明的其它方面，该设计的特别之处将平衡可氧化的化合物的静止浓度中期望的总梯度和可氧化的化合物进料的期望的初始稀释。另外，木发明者考虑了，喷射器出口的流动烟流(P]週e)可以在任意方向i:取向。当使用多个喷射器时，每个喷射器也可以分别在任意的方向上取向。如上所述，以上关于图1-27所述的鼓泡塔反应器20的一些物理和操作特征提供了反应介质36的压力、温度和反应物(即氧和可氧化的化合物)浓度的垂直梯度。如上所述，这些垂直梯度可能提供了相对f传统氧化方法更有效的和更经济的氧化方法，传统氧化方法偏好各处相对均匀的压力、温度和反应物浓度的良好混合型反应介质。现在将更详细地讨论通过使用根据本发明实施方案的氧化系统而可能实现的氧、可氧化的化合物(例如对-二甲苯)和温度的垂直梯度。现在参照图28，为了量化鼓泡塔反应器20中氧化期间反应介质36中存在的反应物浓度梯度，可以将反应介质36的全部体积理论上分为等体积的30个离散水平片段。图28描述了将反应介质36分为等体积的30个离散水平片段的概念。除了最高和最低的水平片段之外，每个水平片段为在其顶部和底部由虚构的水平面限制的且在其侧部由反应器20壁限制的离散体积。最高水平片段在其底部由虚构的水平面限制且在其顶部由反应介质36的上表面限制。最低水平片段在其顶部由虚构的水平面限制目.在其底部由容器壳休的底部限制。一旦反应介质36已理论上被分为相等体积的3()个离散水平片段，随后可以测量每个水平片段的吋间平均和体积平均浓度。具有全部30个水平片段的最大浓度的个体水平片段可被称为"C-max水平片段"。位于C-max水平片段之i:的且具有位于C-max水平片段之上的全部水平片段的最小浓度的个体水平片段可被称为"C-min水平片段"。随后，垂直浓度梯度可以计算为C-max水平片段中的浓度与C-min水平片段中的浓度的比值。关f量化氧浓度梯度，当将反应介质36在理论....匕分为等体积的30个离散水平片段时，02-mtlX水平片段被称为具有全部30个水平片段的最大氧浓度，02-min水平片段被称为具有位于()2-max水平片段之上的水平片段的最小氧浓度。水平片段的氧浓度在反应介质36的1相中测量,基T时间平均和体积平均摩尔湿基。优选地，02-max水平片段的氧浓度与()fmin水平片段的氧浓度之比为约2:1-约25:1，更优选为约3:1-约15:1，最优选为4:i-io:i。通常，()2-max水平片段将位于反应介质36底部附近，而02-min水平片段将位于反应介质36顶部附近。优选地，02-min水平片段为30个离散水平片段中的5个最上部水平片段之一。最优选地，()2-min水平片段为30个离散水平片段中的最上部片段，如图28中所示。优选地，02-max水平片段为30个离散水平片段中的i0个最下部水平片段之-一。最优选地，()2-max水平片段为3()个离散水T片段中的5个最——F部水平片段之一。例如，图28描述'/02-max水平片段为从反应器20底部的第三个水平片段。优选地，02-min和02-max水平片段之间的垂直间距为至少约2W，更优选地至少约4W，最优选地至少6W。优选地，()2-min和02-max水平片段之间的垂直间距为至少约0,211，更优选地至少约0,411，最优选地至少0,6H。基于湿基，02-min水平片段的时间平均和体积平均氧浓度优选为约O.卜约3mo1%，更优选为约0,3约2mo1%，最优选为0,5-1,5mo:l%。02-max水平片段的时间平均和休积平均氧浓度优选为约4-约20mol%，更优选为约5-约i5mo1%，最优选为6-12mol%。基于千基，通过气体出口4()从反应器2()中排出的气态流出物中氧的时间平均浓度优选为约0.5-约9mo1%，更优选为约1约7mo1%,最优选为1.5-5mo1%。由于氧浓度向着反应介质36顶部衰减显著，冈此期望的是，降低反应介质36顶部中对氧的需求。这种降低反应介质36顶部附近对氧的需求可以通过在可氧化的化合物(例如对-二甲苯)的浓度屮形成垂直梯度来实现,其屮可氧化的化合物的最小浓度位于反应介质36顶部附近。关f量化nj氧化的化合物(例如对-二甲苯)浓度梯沒，^将反应介质36在理论上分为等休积的30个离散水平片段时，0C-max水平片段被称为ft"全部30个水平片段的最大可氧化的化合物浓度，且()CiiTi水平片段被称为具有位于()C-max水平片段之上的水平片段的最小可氧化的化合物浓度。水平片段的可氧化的化合物浓度在液相中测量，基T时间平均和体积平均质量分数。优选地，()Ciax水平片段的可氧化的化合物浓度与()C-min水平片段的可氧化的化合物浓度的比值人于约5:I，更优选人于约IO:l，仍更优选人于约2():1，最优选为40:i-iooo:i。通常，0C-max水平片段将位于反应介质36底部附近，而0C-min水平片段将位于反应介质36顶部附近。优选地，()C-min水平片段为30个离散水平片段中的5个最....匕部水平片段之-一。最优选地，0C-min水平片段为30个离散水平片段中的最上部水平片段，如图28中所示。优选地，()C-max水平片段为30个离散水平片段中的l()个最下部水T片段之-、最优选地，0C-max水平片段为30个离散水平片段中的5个最下部水平片段之-。例如，图28描述了OC-max水平片段为从反应器20底部的第五个水平片段。优选地，()C-min和0C-max水平片段之间的垂直间距为至少约2W，其中"W"为反应介质36的最人宽度。更优选地，0Ciin和0C-max水平片段之间的垂直间距为至少约4W，最优选地至少6W。假设反应介质36的高度"H"，优选地，0C-min和OC-max水平片段之间的垂直间距为至少约0,2:H，更优选至少约0.4H，最优选至少0.6H。()C-min水平片段的液相中时间平均和体积平均的可氧化的化合物(例如对-二甲苯)的浓度优选地小丁'约5，OOO卯mw，更优选地小丁'约2，OOOppiw，仍更优选地小丁'约400ppmw，最优选地为l卯mw-l()O卯mw。OC-max水平片段的液相巾时间平均和体积平均的可氧化的化合物的浓度优选地为约100ppm沐-约10，OOOppm沐，更优选地为约200ppnw-约5，O()()卯mw,最优选地为5()()ppmw-3，()()()ppmw。虽然优选地鼓泡塔反应器20提供了可氧化的化合物浓度中的垂直梯度，但是也优选地，使液相中可氧化的化合物浓度高fl()OO卯mw的反应介质36的体积百分比最小化。优选地，液相中可氧化的化合物浓度高于i000ppmw的反应介质36的时间平均休积百分比小于约9%,更优选地小于约6%，最优选地小于3%。优选地，液相中可氧化的化合物浓度高丁'2500卯mw的反应介质36的吋间平均体积百分比小丁'约1,5%，更优选地小丁'约1%,最优选地小于().5%。优选地，液相巾可氧化的化合物浓度高于l()OOOppmw的反应介质36的时间平均体积百分比小于约0,3%，更优选地小于约0,1%，最优选地小于0,03%。优选地，液相屮可氧化的化合物浓度高于25，()OO卯nw的反应介质36的时间平均体积百分比小于约0.03%,更优选地小于约0.015%，最优选地小于0.007%。本发明者注意到，.线輔浓度可氧化的化合物的反应介质36的体积不必存在f单一相连的体积内。经常，鼓泡塔反应容器中无序流型同时产牛了两个或多个具有高浓度可氧化的化合物的反应介质36的连续但被隔离的部分。在每次用于时间平均时，将所有这些连续的但被隔离的体积(大于0,0001体积％的总反应介质)加到--起，由此确定液相中具有高水平的可氧化的化合物浓度的总体积。如上所讨论的那样，除了氧和可氧化的化合物的浓度梯度，优选地，反应介质36屮存在温度梯度。再次参照图28,可以以类似于浓度梯度的方式，通过理论....匕将反应介质36分为等体积的30个离散水平片段并且测量每个片段的时间平均和体积平均温度，由此量化该温度梯度。那么，在15个最低水平片段中具有最低温度的水平片段可以被称为Tiin水平片段，并目.位于T-min水平片段之上的H.具有T-min水平片段之上全部片段的最大温度的水平片段则可以被称为"T-max水T片段"。优选地，Tiax水平片段的温度比T-min水平片段的温度高至少约1"C。更优选地,T-max水平片段的温度比T-min水平片段的温度高约1.25°C-约12°C。最优选地，T-max水平片段的温度比T-min水平片段的温度高2-8°C。T-max水平片段的温度优选地为约125-约200°C，更优选地为约140-约180°C，最优选地为150-17()°C。通常，T-max水平片段将位于反应介质36中心附近，而T-min水平片段将位于反应介质36底部附近。优选地，Tiin水平片段为15个最低水平片段中的10个最K部水平片段之-一。最优选地，T-min水平片段为i5个最低水平片段中的5个最下部水平片段之--。例如，图28描述了T-min水平片段为从反应器20底部的第二个水平片段。优选地，T-max水平片段为30个离散水平片段中的20个中间水平片段之-。最优选地，T-min水平片段为30个离散水平片段巾的14个中间水平片段之一。例如，图28描述了T-max水平片段为从反应器20底部的第二十个水平片段(即中间10个水平片段之一)。优选地，T-min和T-max水平片段之间的垂直间距为至少约2W，更优选地至少约4W，最优选地至少6W。优选地，T-min和T-max水平片段之间的垂直间距为至少约0,2H，更优选地至少约0.'IH，最优选地至少0.6H。如上所讨论的那样，当反应介质36中存在垂直温度梯度时，可以有益地在反应介质的温度最高的高位位置取出反应介质36，尤其是当取出的产物在较高的温度下进行进-步的下游处理时。由此，如图19和20巾所示，当通过一个或多个高位出口从反应区28「1-i取出反应介质36时，优选地，高位出口(一个或多个)位于T-max水平片段附近。优选地，高位出n位于Tiax水平片段的10个水平片段之内，更优选地在T-max水平片段的5个水平片段之内，最优选地在T-max水平片段的2个水平片段之内。现在要注意的是，本文中所述的许多本发明特征nj以应用f多个氧化反应器系统-不仅仅只是采用了单-一氧化反应器的系统。另外，本文中所述的-一些本发明特征可以应用于机械搅拌型和/或流动搅拌型氧化反应器-不仅仅只是气泡搅拌型反应器(即鼓泡塔反应器)。例如，本发明者己发现丫与使得整个反应介质中氧浓度和Z或耗氧速率分级Z改变相关联的一些优点。通过使反应介质巾氧浓度/消耗分级所实现的优点可以被实现，无论反应介质的总体积是含在单个容器中或者多个容器中。另外，通过使反应介质中氧浓度/消耗分级所实现的优点可以被实现，无论反应容器(一个或多个)为机械搅拌型、流动搅拌型和/或气泡搅拌型。tt化反应介质中氧浓度/消耗速率分级程度的一种方法是，比较两个或多个独立的(distinct)20%连续休积的反应介质。这些20%连续休积不必由仟意特定形状来限定，但是,每个2()%连续体积必须由相连体积的反应介质(即每个体积是"连续的")形成，且20%连续体积不准彼此重叠(即该体积是"独立的")。图29-31描述丫这些独立的20%连续体积可以位于同一反应器(图29)巾或多个反应器(图30和31)巾。要注意的是，图29-31中所示的反应器可以是机械搅拌型、流动搅拌型和/或气泡搅拌型反应器。在一种实施力'案屮，优选地，图29-31屮所示的反应器为气泡搅拌型反应器(即鼓泡塔反应器)。现在参照图29，反应器20被描述为含:丫/反应介质36。反应介质36包括第-一独立的2()%连续体积37和第二独立的2()%连续体积39。现在参照图30，多反应器系统描述为包括第--反应器720a和第二反应器720b。反应器72()a、b合作地含有全部体积的反应介质736。第一反应器72()a含有第一反应介质部分736a，而第二反应器720b含有第二反应介质部分736b。反应介质736的第.'独立的2()%连续体积737显示为被限定在第一反应器720a巾，而反应介质736的第二独立的20%连续体积739显示为被限定在第二反应器720b中。现在参照图31，多反应器系统描述为包括第一反应器820a、第二反应器820b和第-:反应器820c。反应器820a、b、c共同含^全部体积的反应介质836。第一反应器820a含有第一反应介质部分836a;第二反应器820b含有第二反应介质部分836b;第三反应器82(k含有第三反应介质部分836c。反应介质836的第--------独立的20%连续休积837显示为被限定在第一反应器82()a中；反应介质836的第二独立的2()%连续体积839显示为被限定在第二反应器820b中；反应介质836的第三独立的20%连续体积841.M示为被限定在第三反应器82()c巾。反应介质中氧可得性的分级可以通过参照气相中具有最丰富摩尔分数氧的20%连续体积的反应介质并且通过参照气相中具17最稀少摩尔分数氧的20%连续体积的反应介质来量化。在气相中含有最高浓度氧的独立的2()%连续体积的反应介质的气相中，基于湿基，时间平均和休积平均氧浓度优选地为约3-约i8mo1%，更优选地为约3.5-约Mmoi%，最优选地为4-l()mol%。在气相中含有最低浓度氧的独立的2()%连续体积的反应介质的气相中，基T湿基，时间平均和体积平均氧浓度优选地为约0.3约5mol^，更优选地为约0,6-约4molX，最优选地为0,9-3mo:H另外，基于湿基，最丰富2()%连续体积的反应介质与最稀少20%连续体积的反应介质的时间平均和体积平均氧浓度的比值优选地为约].,5:1-约2():],更优选地为约2:1-约]2:1，最优选地为3:1-9:i。反应介质中耗氧速率的分级可以按照氧-STR来量化，如最初描述的那样。在上文中在总的意义上(即出f整个反应介质的平均氧-STR的观点)描述了氧-s're;但是，也可以在局部意义上(即--部分反应介质)考虑氧-STR，由此量化整个反应介质中耗氧速率的分级。本发明者己发现，非常有用的是，使氧-STR在整个反应介质中与本文中所公开的、与反应介质中压力和反应介质气相巾分子氧的摩尔分数相关的期望梯度综合协调来变化。由此，优选地，反应介质的第一独立的20%连续体积的氧-STR与反应介质的第二独立的2()%连续体积的氧-STR的比值为约i..5:]-约2():],更优选地为约2:1-约i2:i，最优选地为3:卜9:i。在-一种实施方案中，"第一独立的20%连续体积"相对于"第二独立的2()%连续体积"位于更靠近f最初将分了氧引入反应介质的位置。氧-STR中的这些大梯度是期望的，无论部分氧化反应介质是包含在鼓泡塔氧化反应器中还是包含在其中在压力和/或反应介质气相中分子氧的摩尔分数中形成梯度的任意其它类型反应容器中(例如，在机械搅拌型容器中，其具有多个、垂直放置的搅拌区，通过使用多个具有强径向流动的叶轮来实现，可以通过通常水平的折流板(baffle)组件来加强，具有通常从靠近反应容器下部的进料向上上升的氧化剂流动，尽管在每个垂直放置的搅拌区中可能发生人量械化剂流动的反混和在相邻垂.宵放置的搅拌区之间可能发生一些氧化剂流动的反混)。也就是说，当在压力和/或反应介质气相中分子氧的摩尔分数中存在梯度时，本发明者已发现，通过本文中所公开的方法在对f溶解的氧的化学需要中形成类似的梯度是理想的。使局部氧-STR改变的优选方法是通过控制进料可氧化的化合物的位置和通过控制反应介质的液相混合，由此根据本发明的其它公开内容来控制可氧化的化合物的浓度梯度。使W部氧-STR改变的其它有用的方法包括，通过导致W部温度变化和通过改变催化剂和溶剂组分的局部混合物来导致反应活性的变化(例如，通过引入另一气体而在特定部分的反应介质中引起蒸发冷却和通过加入含有更人量水的溶剂物流以在特定部分的反应介质屮降低活性)。如上关于图30和31所讨论的那样，可以^用地在多个反应容器中进行部分氧化反应,其中至少一部分、优选地至少25%、更优选地至少50%、最优选地至少75%从第一反应容器中离开的分子氧被导入--个或多个随后的反应容器中，用于消耗另外增量的、优选地大于1()%、更优选地大于2()%、最优选地大于4()%离开第一/上游反应容器的分子氧。当使用从-'个反应器到其它反应器的这种-'连串分子氧流动吋，期望地，采用高T至少一个随后反应容器的反应强度来操作第一反应容器，优选地第一反应容器中容器平均-氧-STR与随后反应容器中容器-平均-氧-STR的比值为约1,5:1-约20:l，更优选地约2:i-约i2:1,最优选地为3:i-9:i。如....匕所讨论的那样,所有类型的第一反应容器(例如，鼓泡塔，机械搅拌型，反混型，内部分级型，活塞流等)和所有类型的随后反应容器(其可以或者不必为不同于第一反应容器的类型)可用于根据本发明的随后反应器的分子氧的串流。导致容器-T-均-氧STR在随后反应容器中下降的方法有用地包括降低温度、降低可氧化的化合物浓度和降低催化组分与溶剂的特定混合物的反应活性(例如，降低钴浓度、增加水浓度和添加诸如少量离子铜的催化抑制剂)。在从第一反应容器到随后反应容器的流动屮，可以通过本领域公知的任意力'法来处理氧化剂物流，例如压縮或减压、冷却或加热、和除去或增加任意量或任意类型的物质。但是，当第一反应容器上部中的绝对压力小f约2.0兆帕、更优选小f约1.6兆帕、最优选地小于i.2兆帕时，特别有用的是在随后反应容器中采用降低容器-平均-氧-STR。另外，当第一反应容器....匕部中的绝对压力与至少一个随后反应容器上部中的绝对压力的比值为约o,5:卜6:1、更优选地为约o.e:1-约4:1、最优选地为o.7:1-2:i吋，特别有用的是在随后反应容器巾采用降低容器-平均-氧-STR。随后容器中低于这些下限的减压过度地降低了分子氧的可得性，且高于这些上限的升压相对于使用新鲜供给的氧化剂成本更高。当在贝仃下降的容器-平均-氧STR的随后反应容器中使用屮流的分子氧时，可氧化的化合物、溶剂和氧化剂的新鲜进料物流nj以流入随后反应容器和/或第一反应容器中。反应介质的液相和固相(如果存在的话)的流动可以在反应容器之间仟意方向上流动。离开第一反应容器和进入随后反应容器的全部或部分气相可以与来自第一反应容器的反应介质的部分液相或固相(如果存在的话)分开地或者混合地流动。包含液相和固相(如果存在的话)的产物物流的流动可以在该系统中在任意反应容器中从反应介质中取出。再次参照图l-29，在显著不同于(根据本文中所公开的优选实施方案)传统氧化反应器的条件下,氧化优选地在鼓泡塔反应器20屮进行。当根据本文屮所公开的优选实施方案鼓泡塔反应器20用于进行将对-二甲苯液相部分氧化为粗制对苯二甲酸(CTA)时，局部反应强度、局部蒸发强度和局部温度的空间特性(profile)，结合反应介质内液体流型和优选的、相对低的氧化温度，有助于形成具有独特和有益性能的CTA颗粒。图32A和32B描述了根据本发明一种实施方案制备的基本CTA颗粒。图32A显示了500倍放大倍数下的基本CTA颗粒，而图32B在-'个基本CTA颗粒上放大并且M示'/2000倍放大倍数——F的颗粒。或许最好如图32B巾所示的那样，每个基木CTA颗粒通常由大量小的、团聚的CTA业颗粒形成，由此赋予基本CTA颗粒相对人的表面积、高孔隙率、低密度和良好溶解性。某本CTA颗粒通常平均颗粒尺寸范围为约20-约150微米，更优选地为约30-约120微米，最优选地为40-90微米。C'TA亚颗粒通常平均颗粒尺寸范围为约0.5-约30微米，更优选地为约1-约15微米，最优选地为2-5微米。图32A和32B中所不的基本CTA颗粒的相对高表面积可以使用Braunauer-E咖eU-Teller(BET)表面积测量方法来量化。优选地，基本CTA颗粒的平均BCT表面积为至少约().6平方米/克(m2/g)。更优选地，基本CTA颗粒的平均BET表面积为约0.8-约4m2/g。最优选地，基本CTA颗粒的平均BET表面积为0.9-2m7g。通过木发明优选实施方案的优化氧化方法形成的基础CTA颗粒的物理性能(例如颗粒尺寸、BET表面积、孔隙率和溶解性)容许通过更有效的和/或更经济的方法来纯化CTA颗粒，如下面关于图35进一歩详细描述的那样。上面提供的平均颗粒尺寸值采用偏振光显微法和图像分析来确定。颗粒尺寸分析中采用的设备包括N丄konE800光学显微镜，其具有4XPlanFloui"N,A.0.i3物镜、SpotRTTM数字相机、和个人电脑运行的imagePTOPUsTMV4.5.().19图像分析软件。颗粒尺寸分析方法包括下列主耍步骤(l)将CTA粉末分散在矿物油中；(2)制备该分散体的M微镜载玻片和/或盖片；(3)使用偏振光显微镜检测该载玻片(交叉偏振条件-颗粒作为亮目标显示在黑色背景上)"4)对于每个试样制剂俘获不同相片(场尺寸=3乂2,25咖；像素尺寸=1,84微米/像素)；(5)采用ImagePro:PLusTM软件进行图像分析；(6)将颗粒测^佰输到电子数据表；和(7)在电子数据表中进行统计表征。"采用ImageProPLus"软件进汀图像分析"的歩骤(5)包括了步骤(a)设定图像阈值以检测暗背景上的白色颗粒；(b)形成二兀图像；(C)运行单通开放滤波器以滤掉像素噪声；(d)测量图像中的所有颗粒；和(e)给出对于每个颗粒测量的T均直径。ImagePTOPUsTM软件定义单个颗粒的平均直径为在2度间隔和通过颗粒质心测量的颗粒直径的数均长度。"在电子数据表中进行统计表征"的步骤7包括如下来计算体积加权平均颗粒尺寸。如果为球形时采用pi/6tdr3计算试样中n个颗粒的每一个的体积；使每个颗粒的体积乘以其直径以得到pi/6fdr4;对于试样中全部颗粒的pi/6fdr4值求和；将试样屮全部颗粒的体积求和；和将体积加权的颗粒:,:径计算为试样屮n个颗粒全部(pi/6*dr4)之和除以试样中n个颗粒全部(pi/6*dr3)之和。本文中所使用"平均颗粒尺寸"表不根据上述测试方法测W的体积加权的平均颗粒尺寸，并且也表不为D('l,3)。玲,3)=^~另外，歩骤7包括找出全部试样休积的各种分数比其小的颗粒尺寸。例如，D(v，().1)为全部试样体积的1()%比其小且9()%比其大的颗粒尺寸")(v，().5)为一半试样体积比其大且.'半比其小的颗粒尺寸；D(v，0.9)为全部试样体积的90%比其小的颗粒尺寸；等等。另外，步骤7包括计算D(v，0,9)减去I)(v，0.1)的数值，其在木文巾定义为"颗粒尺寸分布(spread)";并且步骤7包括计算颗粒尺寸分布除以D(4，3)的数值，其在本文中定义为"颗粒尺寸相对分布"。另外，优选地，上面测量的CTA颗粒的D(v，0.1)范围为约5-约65微米，更优选地为约15-约55微米，最优选地为25-45微米。优选地，上面测量的CTA颗粒的D(v，0,5)范闺为约i0-约90微米，更优选地为约20-约80微米，最优选地为30-70微米。优选地，上面测#的CTA颗粒的l)(v，().9)范围为约30-约150微米，更优选地为约40-约130微米，最优选地为50-110微米。优选地,颗粒尺寸相对分布范围为约0.5-约2.O，更优选地为约0,6-约1,5，最优选地为0,7-1,3。在MicromeriticsASAP2000(可从Norcross，GA的MicromeriticslnstrumentCorporation获得)上测量上面提供的BET表面积值。在该测量力'法的第一歩屮，称说2-4-g颗粒试样并且将其在真空下在5(TC干燥。随后将试样放置在分析气体歧管(manifold)上并且冷却到77°K。通过使试样暴露f已知体积的氮气并且测量压力下降，在最少5个平衡压力下测量氮吸附等温线。平衡压力近似地范闺为P/P。=(),()1-().20，其中P为平衡压力且P()为77°K——F液氮的蒸气压。随后根据其中，Va为试样在:P值下，试样吸附的气体体积，v,为用申.层气体覆盖试样全部表面所需的气体体积，且C为常数。从该图中，测定l和C。随后通过下列等式使用77°K下氮气的横截面积将Vm转换为表面积J=cr_!L及r其中，0为77°K下氮气的横截面积，T为77。K，且R为气体常数。如上所提到的那样，根据本发明-一种实施方案形成的CTA显示相对于通过其它方法制得的常规CTA更优异的溶解性能。这种增强的溶解速率能使本发明的CTA通过更卨效的和Z或更有效的纯化方法来纯化。下列描述专注T其中可以量化CTA溶解速率的方式。在搅拌的混合物中，已知量固体溶解到已知量溶剂巾的速率可以通过各种方案来测量。如本文中所使用的那样，称为"定时溶解测试"的测量方法定义如下。在整个定时溶解测试屮使用约().1兆帕的环境压力。整个定时溶解测试屮使用的环境温度为约22°C。另外，同体、溶剂和全部溶解设备在开始测试之前在该温度下完全在热力学上平衡，并且在溶解时间段期间不存在nj感知的烧杯或其内含物的加热或冷却。将测量为250g的新鲜的、HPLC分析级的四氢呋喃(纯度>99,9%)(下称为THF)溶剂部分置于淸洁的國AX卨'状4()()毫升玻璃烧杯(Kimble⑧零件号码14()2()，Kimble麵ntes，VineIand,NJ)中，其为非绝缘的、滑边的，且通常为圆柱形。将涂覆特氟龙的磁力搅拌棒(vw零件3码58948-230，约1英寸长、直径3/8英寸，八边形横截面，VW:MI:nternational，WestChester，PA19380)置丁"烧杯中，其中其自然地下沉到底部。使用Variomag⑧多点15磁力搅拌器(H&PLabortechnikAG，()berschleissheim，Germany)在■转/分钟的设定下搅拌该试样。该搅拌在添加固体之前不超过5分钟开始并且在添加固体之后继续稳定地进行至少30分钟。称量总计250毫克的粗制或纯化TPA颗粒的固体试样到无粘性的试样称重盘中。在起始时间指定为t=0时，将称重的固体一次全倒入搅拌的TIIF中，并且同时启动定时器。适当地进行，THF非常快速地润湿固体且在5秒钟之内形成稀释的、良好搅拌的浆料。随后，在下列时间(从t=O，按分钟测量)获得该混合物的试样0.08、0.25、0.50、0,75、1.00、1,50、2,00、2,50、3,O(M,()()、5,00、6,00、8,()()、10,()()、15,00禾P30,00。使用新的、一次性注射器(BecLon，Dick丄nso體dCo，5微升，REF30丄63，FranklinLakes，NJ074丄7)从该稀释的、良好搅拌的混合物中取出每个小试样。一旦从烧杯中取出之后，将大约2毫升清澈的液体试样通过新的、未使用的注射器过滤器(25mm直径,0.45微米，GolmanGHPAcrodiscGF,Pal:LCorporation，EastHills,NY11548)快速地排到新的、标记的玻璃试样瓶巾。每个注射器填充、过滤器放置、和排到试样瓶的持续时间恰当地小于约5秒，该间隔适当地在每个目标取样时间的任一侧约3秒之内开始和结束。在每个填充的约5分钟之内，将试样瓶盖帽并且保持在大约恒定的温度下，直到进行下列化学分析。在t=0之后30分钟的时间获得最后试样之后,采用在该公开内容之内其它地方概括描述的HPLC-DAD方法来分析全部十六个试样的溶解TPA的量。但是，在现在的测试中，校准标准和报告的结果均基于每克THH溶剂溶解的TPA毫克数(下文中称为"THF中ppm")。例如，如果全部250毫克固体为非常纯的TPA且如果在获得特定试样之前该全部量完全溶解于250g的THF溶剂中，那么准确测量的浓度将为THF中约l()()O卯m。当根据本发明的CTA进行上述定时溶解测试时，优选地，在L=0之后i分钟获得的试样溶解到TH卜'中浓度至少约5()()ppm，且更优选地THF中至少6()()ppm。对于在t.=()之后2分钟获得的试样，优选地,根据本发明的CTA将溶解到THF中浓度至少约700ppm，更优选地THF中至少750卯m。对于在t=()之后4分钟获得的试样，优选地，根据木发明CTA将溶解到TIIF中浓度至少约840ppm，更优选地TIIF中至少880ppm。发明者已发现,相对简单的负指数式增长模型适用于描述来fi全部定时溶解测试的全部数据组的时间依赖性，尽管颗粒试样和溶解过程是复杂的。等式的形式，下文称为"定时溶解模型"，如下:S=A+B*(丄-exp(-C*L))，其中t=以分钟为单位的时间；S=溶解度，单位为THF中卯m，在吋间t吋;eXp=基于2的自然对数的指数函数；A，B=以TIIF中ppm为单位的回jlT常数，其中A主要涉及在极短时间时较小颗粒的快速溶解,且其屮A+B之和主要涉及特定测试周期端点附近溶解的总量；和C=以分钟倒数为单位的冋归时间常数。调节回归常数以使实际数据点与相应模型值之间的误差的平方之和最小化,该方法通常称为"最小二乘方"拟合。用于执行该数据回归的优选软件包为JMPRelease5,1,2(SASinstitutelnc,，」MPSoftware,SASCampusl)rive，Cary，NC27513)。当根据本发明的CTA采用定吋溶解测试进行测试并且拟合为上述定时溶解模型时，优选地，CTA的时间常数"C"大于约0.5min—、更优选地大于约0.6min—、且最优选地大于O,7min1。图33A和33B描述了在连续搅拌槽反应器(CSTR)中通过常规高温氧化方法制得的常规CTA颗粒。图33A显示了500倍放大下的常规CTA颗粒，而图33B放大并且显示了2000倍放大下的CTA颗粒。图32A和32B中所示的本发明CTA颗粒与图33A和33B中所不的常规CTA颗粒的视觉比较显不,常规CTA颗粒相对f本发明CTA颗粒具有更高的密度、更低的表面积、更低的孔隙率、和更大的颗粒尺寸。实际上，图33A和33B中所示的常规CTA的平均颗粒尺寸为约205微米和B卜:T表面积为约().57m2/g。图34描述丫用T制备纯化的对苯二甲酸(PTA)的常规方法。在该常规PTA方法巾，在机械搅拌型高温氧化反应器700巾部分氧化对-二甲苯。从反应器700中取出包含CTA的浆料并随后将其在纯化系统702中纯化。将纯化系统702的PTA产物引入分离系统706以分离和千燥PTA颗粒。纯化系统702代表大部分与通过传统方法制备PTA颗粒相关联的成本。纯化系统702通常包括加水Z交换系统708、溶解系统710、氢化系统712、和-:个独立的结晶容器704a，b，c。在加水/交换系统708中，用水置换绝大部分的母液。加水之后，将水./CTA浆料引入溶解系统7i0中，其中加热水/CTA混合物直到CTA颗粒完全溶解于水。CTA溶解之后，使CTA的水溶液在氢化系统712中氢化。随后将氢化系统712中的氢化流出物在结晶容器704a、b、c中进行三个结晶步骤，随后在分离系统706中分离PTA。图35描述了采用根据木发明实施方案构造的鼓泡塔氧化反应器800生产PTA的改进方法。从反应器800中取出包含固体CTA颗粒和液体母液的初始浆料。通常，该初始浆料可以含W约10-约50wtX的同体C'TA颗粒，余量为液体母液。初始浆料中存在的同体CTA颗粒典型地含有至少约'10()pp!服的4-羧基苯甲醛(4-C:BA)、更典型地为至少约80()ppi服的4-CBA、日.最典型地为i000-i5000ppmw的4-CBA。将从反应器800中取出的初始浆料引入纯化系统8()2以降低CTA中存在的4-CBA和其它杂质的浓度。从纯化系统802中制得更纯的Z纯化的浆料并且使其在分离系统804中分离和干燥，由此制得包含小丁'约400卯m沐4-CBA、更优选地小于约25()ppmw的4-CBA、最优选地为10—2()()卯mw的4-C:BA的更纯的固体对苯二甲酸颗粒。图35屮所示的PTA生产系统的纯化系统802提供了许多优于图34屮所示现有技术系统的纯化系统802的优点。优选地，纯化系统802通常包括液体交换系统806、蒸煮器(digester)808、和单个结晶器81()。在液体交换系统806中，用新鲜的置换溶剂将初始浆料中存在的至少约50^.%母液置换，由此提供包含CTA颗粒和置换溶剂的溶剂交换的浆料。将离开液体交换系统别)6的溶剂交换的浆料引入蒸煮器(或者次级氧化反应器)8()8中。在蒸煮器808中，在稍微高T在鼓泡塔反应器800中进行的初始/初级氧化反应中所用温度的温度下进行次级氧化反应。如l:所讨论的那样，反应器800中生成的CTA颗粒的高表面积、小颗粒尺寸、和低密度导致-一些CTA颗粒中夹带的杂质变为对于蒸煮器808中的氧化反应来说是可获得的，而不需要在蒸煮器808屮完全溶解CTA颗粒。由此，蒸煮器808屮的温度可以低于多种类似的现W技术方法。蒸煮器808中进行的次级氧化优选地使得CTA中4-CBA浓度降低了至少20()ppmw、更优选地至少约40()ppmw、最优选地为600-6()()()卯mw。优选地，蒸煮器808中次级氧化温度高于鼓泡塔反应器800中初级氧化温度至少约iO°C，更优选地高于反应器中初级氧化温度约2()-约8(rc，且最优选地高于反应器8()()中初级氧化温度30-50"C。次级氧化温度优选地为约160-约240°C，更优选地为约180-约22(rC，最优选地为190-21(rC。在分离系统8(M巾分离之前，来自蒸煮器8()8的纯化产物只需要在结晶器810中单个结晶步骤。适宜的次级氧化/蒸煮技术在美国专利申请公开文献No,2005/0065373屮更详细地讨论，其全部公开内容在此弓|入作为参考。由图35中所示系统制得的对苯二甲酸(例如PTA)优选地由平均颗粒尺寸至少约'10微米、更优选地为约50-约2000微米、最优选地为60-200微米的PTA颗粒形成。该PTA颗粒的平均BET表面积优选地小于约0.25m2/g，更优选地为约0.005-约0.2m2/g，最优选地为().()H).18m2/g。由图35中所示系统制得的PTA适用于用作制备PKT的原料。通常，P卜:T通过对苯二甲酸与乙二醇的酯化、随后縮聚来制备。优选地，通过本发明实施方案制得的对苯二甲酸用作美国专利申请序号No.10/013，318(2001.12.7提交)所述管式反应器PET方法的进料，该文献的全部公开内容在此引入作为参考。具有本发明屮所述的优选形态的CTA颗粒特别适用于上述用于降低4-CBA含量的氧化蒸煮工艺。另外,这些优选的CTA颗粒在包括颗粒的溶解和/或化学反应的大量拔它后续过程中提供了优点。这些额外的随后过程包括，但也并不限定f，与至少一种含羟基的化合物反应以形成酯化合物，特别是CTA与甲醇反应形成对苯二甲酸二甲酯和杂质酯；与至少一种二醇反应以形成酯单体和/或聚合物化合物，特别是CTA与乙二醇反应以形成聚对苯二甲酸乙二醇酯(PET);和全部或部分溶解丁'包括但也并非限定丁'水、乙酸、和N-甲基-2-吡咯烷酮的溶剂，其可以包括进一步的加工，包括但也并非限定于再沉淀更多纯的对苯二甲酸和/或选择性化学还原并非羧酸基团的羰基。特别地包括CTA充分溶解于包括水的溶剂，结合降低醛，特别是4-CBA、芴酮、苯酮和/或蒽醌的量的部分氢化。本发明者也考虑到，具有本文中所公开的优选性能的CTA颗粒可以til不符合本文中公开的优选性能的CTA颗粒(不符合的CTA颗粒)来制得，通过包括但也并非限定于机械粉碎不符合的CTA颗粒并且完全或部分溶解不符合的CTA颗粒，随后完全或部分再沉淀。根据本发明的-,中实施方案，提供了用T将可氧化芳族化合物部分氧化为--类或多类芳族羧酸的方法，其中进料溶剂部分(即"溶剂进料")的纯度和进料可氧化的化合物部分(即"可氧化的化合物进料")的纯度控制在下面规定的--些范围之内。与本发明的其它实施方案一起，其能使反应介质的液相和，如果存在，固相和混合浆料(B卩，固体+液体)相的纯度控制在下列一些优选范围之内。关f溶剂进料，公知的是氧化可氧化芳族化合物以生产芳族羧酸，其中引入反应介质的溶剂进料为分析纯乙酸和水的混合物，如通常在实验室规模和中试规模中采用的那样。同样，公知的是，进行可氧化芳族化合物的氧化以生成芳族羧酸，其中从制得的芳族羧酸中分离出离开反应介质的溶剂并且随后作为进料溶剂循环回反应介质中，主耍出T制造成木的原冈。该溶剂循环导致一些进料杂质和工艺副产物在循环的溶剂中经时间而积累。在再次引入反应介质之前本领域中己知各种方法来帮助纯化循环的溶剂。通常，循环溶剂的更高程度纯化导致相对于通过类似方法进行较低程度纯化的显著更高的制造成本。本发明的一种实施方案涉及理解和限定溶剂进料之中大量杂质的优选范围，其中的许多迄今被认为主要是有利的，由此发现了在整体制造成本和整体产物纯度之间的最佳平衡。"循环的溶剂进料"在本文中定义为包含至少约5w^在先已通过含有--种或多种进行了部分氧化的可氧化芳族化合物的反应介质的物质的溶剂进料。出于制造单元中溶剂库存和生产时间的原因，优选地，部分循环的溶剂每个操作l--1通过反应介质至少-^次，更优选地对于至少七个连续操作日每天至少一次，且最优选地对于至少30个连续操作日每天至少一次。出于经济原因，优选地，至少约20沐tX本发明反应介质的溶剂进料为循环的溶剂，更优选地至少约4(hrt%，仍更优选地至少约8()wt%，且最优选地至少9()wt%。本发明者已发现，出于反应活性的原因和出于氧化产物中留下的金属性杂质的考虑,循环的溶剂进料之中所选多价金属的浓度优选地为下面规定的范围。循环溶剂中铁的浓度优选地低于约i50ppmw、更优选地低于约40卯mw、日.最优选地为0-8ppmw。循环溶剂中镍的浓度优选地低于约15()ppmw、更优选地低于约4()卯mw、且最优选地为()-8ppmw。循环溶剂中铬的浓度优选地低丁'约150ppiw、更优选地低丁'约40卯mw、且最优选地为0-8卯mw。循环溶剂巾钼的浓度优选地低于约75卯mw、更优选地低于约2()卯mw、且最优选地为0-4ppmw。循环溶剂中钛的浓度优选地低于约75卯mw、更优选地低于约20卯mw、且最优选地为0-4pp卿。循环溶剂屮铜的浓度优选地低于约2()卯nw、更优选地低于约4卯nw、且最优选地为0-l卯m沐。循环溶剂中也通常存在其它金属性杂质,通常在与-一种或多种上述金属成比值的较低水平上变化。控制上述金属在优选的范围内将保持其它金属性杂质在适当的水平。这些金属可以源于仟意进入的工艺进料(例如进入的可氧化的化合物、溶剂、氧化剂和催化剂化合物中的)中的杂质。备选地,该金属可以源于接触反应介质和/或接触循环溶剂的任意工艺单元中的腐蚀产物。用T控制金属在所公开的浓度范围之内的方法包括适当规定和监控各种进料的纯度与适当使用构造材料，包括，但并非限定于，许多种商业级的钛和不锈钢，包括公知为双相不锈钢和高钼不锈钢的那些等级。本发明者也已发现了循环溶剂中所选芳族化合物的优选范围。这些包括循环溶剂之中沉淀的和溶解的芳族化合物。意料不到地，甚至来自部分氧化对-二甲苯的沉淀产物(例如TPA)也是循环溶剂中待控制的污染物。由于存在对于反应介质之中固体水平的令人吃惊的优选范围，所以溶剂进料中任意沉淀产物直接从可以共M进料的可氧化的化合物的量中减去。另外，已发现，在高水平进料循外洛剂屮的沉淀TPA固体不利地影响沉淀氧化介质之屮形成的颗粒的特性，导致下游操作(阿如，;、''物过滤、溶剂洗涤、粗制产物的氧化蒸煮、溶ftf祖制产物用于进一步处理，等等)屮不朋,的特性。循环溶剂进料屮沉淀固体的另一不明节的特性在于,相对于在从中获得人量循环溶剂的TPA浆料之内的同体本体中的杂质浓度，这些经常含&极高水平的沉淀杂质。nj能地，在悬浮f循环滤液中的固体中发现的高水平杂质n」能f7—些杂质从循环溶剂中沉淀的成核时间和/或循环溶剂的冷却相关，无论故意的或者由于环境损失。例如，相对于在16(rc下从循环溶剂中分离的tpa固体中发现的浓度，在(s(rc下在循环溶剂中存在的固体中发现丫高.显色的和不期望的2，6-二羧基芴自问的浓度处丁'.显著更高的水平。类似地，相对于来自反应介质的tpa固体巾发现的水平，在循环溶剂巾存在的固体中发现了显著更高水平的间苯二甲酸的浓度。确切地，当再次引入到反应介质时，循环溶剂之屮夹带的特定沉淀杂质怎样表现看上去在变化。这点可能依赖于杂质在反应介质的液相之内的相对溶解性，可能依赖于沉淀杂质怎样在沉淀同体之内分层，和可能依赖于同体首先再次进入反应介质的位置处tpa沉淀的局部速率。由此，本发明者已发现控制循环溶剂中-一些杂质的水平是有用的，如下所述，不论这些杂质是以溶解形式存在于循环溶剂中或者为其中夹带的颗粒。循环滤液中存在的沉淀固体的量通过如下重量法来确定。从反应介质的溶剂供给巾取出代表性试样，此时溶剂在朝向反应介质的导管中流动。有用的试样大小为具有约25()毫升内体积的玻璃容器中俘获的约100g。在释放到人气压之前，但此时连续地流向试样容器,将循环的滤液冷却到低于1()()°C;该冷却是为了限制在密封关闭在玻璃容器屮之前短间隔期间的溶剂蒸发。在大气压下俘获试样之后，将玻璃容器立即密封关闭。随后使试样冷却到约2(rc，同时在约2()tr卜'由大气包围且没有强制对流。在达到约2(rc之后，将该试样保持在该条件下至少约2小时。随后，将密封容器剧烈振荡直到获得视觉上均匀分布的固体。之后,立刻将磁力搅拌棒加到试样容器中并且在足以有效地保持均匀分布的固体的速率下旋转。通过吸液管取出具有悬浮固体的io毫升等分试样混合液体并称重。随后,通过真空过滤从该等分试样中分离液相木体，仍然在约2(rc下并且有效地不损失固体。随后将从该等分试样中过滤出的潮湿固体干燥，有效地不使固体升华，并称重这些干燥的固体。干燥固体的革:量与原始等分试样浆料的革:量之比为固体分数，通常表示为百分数并且在本文中表示为在2ot;下循环滤液沉淀的同体含量。本发明者已发现，溶解f反应介质液相的且包含缺少非芳族烃基的芳族羧酸(例如间苯二甲酸、苯甲酸、邻苯二甲酸、2，5，4'-三羧基联苯)的芳族化合物为意料不到地有害的组分。虽然这些化合物相对于具有非芳族烃基的可氧化的化合物在H标反应介质中化学反应性降低很多，但是本发明者己发现，这些化合物仍然进行大量有害的反应。由此，有益的是控制反应介质的液相中这些化合物的含量在优选范闱之内。这点导致循环溶剂进料中所选化合物的优选范围以及可氧化的芳族化合物进料中所选前体的优选范围。例如，在对-二甲苯液相部分氧化为对苯二甲酸(TPA)中，本发明者已发现，当间取代的芳族化合物在反应介质中含量极低时,反应介质和产物排放处中实质上不能检测到高显色的和不期望的杂质2,7-二羧基芴酮(2，7-DCF)。本发明者已发现，当溶剂进料中存在增a含量的间苯二甲酸杂质时,2，7-DCH的形成以几乎止比例上升。本发明者也已发现，当对-二甲苯进料存在间-二甲苯杂质时，2，7-DCF的形成W次以儿乎正比例上升。另外，即使溶剂进料和可氧化的化合物进料缺乏间-取代的芳族化合物，木发明者已发现，在非常纯的对-二甲苯的典型部分氧化期间形成了--些间苯二甲酸，特别是当反应介质液相屮存在苯甲酸时。这种fi身形成的间苯二甲酸可能，归因于其相对于TPA在包含乙酸和水的溶剂中溶解性更大，在采用循环溶剂的商用单元中随时间的推移而聚集。由此，溶剂进料中间苯二甲酸的量、nj氧化的芳族化合物进料中的间-二甲苯的量和反应介质中的间苯二甲酸自身牛成的速率全部都要适当地考虑彼此间的平衡以及与消耗间苯二甲酸的仟何反应平衡。已发现间苯二甲酸除了形成2，7-l)CF之外也进行额外的消耗性反应，如下所述。另外，本发明者己发现，当在对-二甲苯部分氧化为TPA中设定适当范围的间-取代的芳族物质时存在其它问题要考虑。其它高显色的和不期望的杂质(如2，6-二羧酸芴酮(2，6-DCF))显示主要与溶解的、对-取代的芳族物质相关，该物质经常与液相氧化的对-二甲苯进料一起存在。由此，最好结合其它显色杂质的产生水平来考虑2，7-DCF的抑制。例如，在对-二甲苯液相部分氧化为TPA中，本发明者已发现，偏斧、-酸的形成随着反应介质之内的间苯二甲酸和邻苯二甲酸含量T卜高fI'T]上升。偏苯三酸为导致由TPA生产PET期间聚合物链支化的三官能羧酸。在许多种PET应用中，必须控制支化度到低水平，并且因此必须控制纯化的TPA中偏苯二酸到低水平。除了导致偏苯二酸之外，反应介质中的间-取代的和邻-取代的物质的存在也导致生成其它三羧酸(例如1，3，5-三羧基苯)。另外，反应介质中三羧酸的增加存在增加了四羧酸(例如1，2，4，5-四羧基苯)的形成量。控制具有两个以上羧酸基团的全部芳族羧酸的总产量是设定循环溶剂进料中、可氧化的化合物进料屮、和根据本发明的反应介质屮的间-取代的和邻-取代的物质的优选水平的一种因素。例如，在对-二甲苯液相部分氧化为TPA中，本发明者已发现，反应介质液相中几种缺少非芳族烃基的溶解的芳族羧酸的含量增加直接导致-一氧化碳和二氧化碳的产量增加。这种碳氧化物产量的增加表示氧化剂和可氧化的化合物二者的产率损失，后者因为许多种共M生成的芳族羧酸，其.'方面可以看作杂质，另-^方面也具有商业价值。由此，从循环溶剂中适当除去缺少非芳族烃基的相对可溶性羧酸在防止可氧化芳族化合物和氧化剂的产率损失方面具有经济价值，另外也抑制了非常不期望的杂质如各种芴酮和偏苯三酸的生成。例如，在对-二甲苯液相部分氧化为TPA中，本发明者己发现，2，5，4'-一:羧基联苯的形成似乎不nj避免。2，5，4，-三羧基联苯为由两个芳环偶联形成的芳族三羧酸，可能由溶解的对-取代的芳族物质与芳基偶联，该芳基可能是由对-取代芳族物质的脱羧基作用或脱羰基作用而形成的芳基，。幸运地，2,5，4'-二羧基联苯通常在相对于偏苯二酸更低的水平下生成并且在生产PET期间通常不会导致与聚合物分子支化相关的困难M著增加。但是，木发明者已发现，根据木发明的优选实施方案，在包括烷基芳烃氧化的反应介质巾2，5，4，-三羧基联苯的含量升高导致高显色的和不期望的2，6-DCF的含量升高。增加的2，6-DCF可能由2,5,4'--:羧基联苯通过闭环并失去水分子而形成，但是确切的反应机理并不确定。如果使2，5，4，-三羧基联苯(其相对fTPA更可溶f包含乙酸和水的溶剂)在循环溶剂之内聚集过高，2，6-DCF的转化速率可能变为不可接受地大。例如，在对-二甲苯液相部分氧化为TPA中，本发明者已发现，当以足够浓度存在T液相中时，缺乏非芳族烃基的芳族羧酸(例如间苯二甲酸)通常导致反应介质化学反应性的轻微抑制。例如，在对-二甲苯液相部分氧化为TPA中，本发明者己发现，对于固相和液相中不同化学物质的相对浓度来说沉淀经常是非理想的(即非平衡的)。可能，这是因为在本文中优选的空时反应速率下沉淀速率极快，导致不理想的杂质共同沉淀，或者甚至阻塞。由此，当期望限制粗制TPA之中的一些杂质(例如偏苯三酸和2，6-DCF)的浓度时，由f卜'游单元操作的结构，优选地控制溶剂进料中它们的浓度以及反应介质中它们的牛成速率。例如，本发明吝-已发现，在对-二甲苯部分氧化期间生成的二苯甲酮化合物(例如4,4'-二羧基—苯甲ft]和2，5,4'-三羧基二苯甲酮)在PET反应介质中具有不期望的影响，即使二苯甲酮化合物在TPA中木质l:不如芴酮和蒽醌那么高显色。冈此，期望地在循环溶剂和可氧化的化合物进料中限制二苯甲S的存在和选择前体。另外，本发明者己发现，高水平苯甲酸的存在，无论容纳于循环溶剂l或者形成于反应介质屮，均导致4-，4/-二羧基二苯甲S的生成速率升高。回顾一下，本发明者已发现和充分地量化了关f在对-二甲苯液相部分氧化为TPA中存在的缺少非芳族烃基的芳族化合物的意料不到的大批反应。只是扼要重述苯甲酸的单一情形，本发明者已发现，本发明一些实施方案的反应介质中苯甲酸水平升卨导致高显色和不期望的9-芴酮-2-羧酸的生成大大增加，导致4,4'-二羧基联苯的水平大大增加，导致4，4'-二羧基二苯甲酮的水平增加，导致对-二甲苯期望的氧化的化学反应性稍微被抑制，和导致碳氧化物的水平升高以及附带的产率损失。本发明者己发现，反应介质屮苯甲酸水平升高也导致间苯二甲酸和邻苯二甲酸的产量增加，根据本发明的类似力'面其水平期望地控制在低范围内。涉及苯甲酸的反应的数量和重要性可能甚至更意料不到，因为一些最近的发明者预期使用苯甲酸来代替乙酸作为溶剂的主要组分(例如参见US6，562，997)。另外，本发明者已发现，在对-二甲苯氧化期间苯甲酸以相对于其由杂质(例如通常在包含商业纯度的对-二甲苯的可氧化的化合物进料中发现的甲苯和乙苯)的形成显著重耍的速率自我生成。另一方面，木发明者已发现了就可氧化芳族化合物的存在而由-和就芳族反应中间体而言(二者均保留非芳族烃基并且也相对可溶于循环溶剂)，对循环溶剂组成的额外控制具有很小的价值。通常来说,这些化合物以基本上大于它们存在于在循环溶剂屮的速率进料到或者形成于反应介质之中；并且反应介质之中这些化合物的消耗速率足够大，保留一个或多个非芳族烃基，以适3地限制它们在循环溶剂之中的聚集。例如，在多相反应介质中的对-二甲苯的部分氧化期间，对-二甲苯与大量溶剂--起蒸发到有限的程度。当这种蒸发的溶剂作为一部分废气离开反应器并且冷凝回收作为循环溶剂时，绝大部分蒸发的对-二甲苯也在其中冷凝。不必耍限制循环溶剂中这种对-二甲苯的浓度。例如，如果在浆料离开对-二甲苯氧化反应介质时从固体巾分离溶剂，这种回收的溶剂将含有与从反应介质中除去的点的所表示的浓度相似的溶解的对-甲苯甲酸。虽然可能重要的是限制反应介质液相之中对-甲苯甲酸的静止浓度，参见下面，但是相对于反应介质之中对-甲苯甲酸的形成，由f其相对良好的溶解性和低的质量流速，不必要单独调节这部分循环溶剂中的对-甲苯甲酸。类似地，本发明者已发现几乎没有理由来限制具有甲基取代基的芳族化合物(例如甲苯甲酸)、芳族醛(例如对苯二甲醛)、具有羟基-甲基取代基的芳族化合物(例如4-羟甲基苯甲酸)、和含有至少-'个非芳族烃基的溴代芳族化fr物(例如a-溴-对-甲苯甲酸)在循环溶剂中的浓度低于从反应介质(根据木发明优选实施方案在二甲苯部分氧化中发生的)中离开的液相中固有存在的浓度。意料不到地，本发明者也己发现，也不必要调节循环溶剂屮在二甲苯部分氧化期间固有生成的所选酚的浓度，因为这些化合物以大大高于它们在循环溶剂中的存在的速率在反应介质之中形成和破坏。例如，本发明者已发现，当以每lkg对-二甲苯超过2g4-羟基苯甲酸的速率共同进料时，在本发明的优选实施方案中，4-羟基苯甲酸相对少地影响化学反应性，所述进料速率大大高于循环溶剂中的自然存在，尽管其他人已报道为类似反应介质中的主要有害物(例如参见W.Partenheimer，CatalysisToday23(1995)第81页)。由此，在设定现在所公开的溶剂进料巾各种芳族杂质的优选范闱中存在多种反应和多种考虑。这些发现根据在设定时间段期间、优选1天、更优选1小时、且最优选1分钟进料到反应介质的全部溶剂物流的总体軍:均组成来陈述。例如，如果一种具有4-0卯mw间苯二甲酸的组成的溶剂进料以7kg,Zmin的流速基本上连续地流动，具Y/2000卯iro间苯二甲酸的组成的第二溶剂进料以1()kg/min的流速基本上连续地流动，并且不存在进入反应介质的其它溶剂进料流，那么溶剂进料的总休重均组成讣算为(40*7+2000*10)Z(7+i0)=1193ppnw间苯二甲酸。值得注意的是，在进入反应介质之前可能与溶剂进料混合的各种可氧化的化合物进料或者各种氧化剂进料的重量在计算溶剂进料的总体重均组成时不作考虑。下面表1列出了引入反应介质的溶剂进料中-一些组分的优选值。表1中所列的溶剂进料组分如—卩'4-扭^苯甲醛(4-CBA)、4，4'-二羧基芪(4,4/-DCS)、2，6-二羧基蒽醌(2,6-DCA)、2,6-二投墓场酮(2，6-DCF)、2,7-二羧基芴酮(2，7-DCF)、3,5-二羧基芴酮(3，5-DC:F)、9-芴酮-2-羧酸(9F-2CA)、9-芴酮-4-羧酸(9F-億)、包括未单独列出的其它芴酮的全部芴酮(全部芴酮)、4，4'-—羧酸联苯(4，4，-DCB)、2，5，4，-三羧基联苯(2，5,4'-TCB)、邻苯二甲酸(PA)、间苯二甲酸(IPA)、苯甲酸(BA)、偏苯二酸(T'MA)、2,6-二羧基苯并香豆素(2，6-DCBC)、4，4'-二羧基苯偶酰(4，4，-DCBZ)、4，4，-二羧基二苯甲酮(4，4，-DC:BP)、2，5，4，-三羧基二苯甲酮(2，5，4，-TCBP)、对苯二甲酸(TPA)、在20。C下沉淀的固体、和缺少非芳砍烃基的全部芳族羧酸。下面表1提供了根据本发明实施方案生成的CTA屮这些杂质的优选一-.，表1引入反应介质的溶剂进料的组分<table>tableseeoriginaldocumentpage45</column></row><table><table>tableseeoriginaldocumentpage46</column></row><table>循环溶剂中通常也存在多种其它芳族杂质，通常在甚至更低的水平和/或与一种或多种所公开的芳族化合物成比例地变化。用于控制所公开的芳族化合物在优选范闺内的方法也通常保持其它芳族杂质在适当的水平。当反应介质中使用溴时，己知大量的离子形式溴和有机形式溴处T动态平衡。这些多种形式的溴一旦离开反应介质并且通过各种和循环溶剂有关的竿.元操作后具有不同的稳定特性。例如,a-溴-对-甲苯甲酸可以在-一些条件下同样地继续存在或者可以在其它条件F快速水解以形成4-轻基甲基苯甲酸和溴化氢。在本发明屮，优选地在反应介质的总体溶剂进料中存在的溴的总质量中，至少约40wtX、更优选地至少约60wtX、且最优选地至少约80wtX为一种或多科'K列化学形式离了溴、a-溴-对-甲苯甲酸、和溴代乙酸。虽然控制溶剂进料的总体重均纯度在本发明所公开的、期望的范围之内的重要性和价值迄今并未被发现和/或公开，但是用丁1空制溶剂进料纯度的适宜方法可以从本领域已知的多种方法巾组配而成。首先，从反应介质巾蒸发的任意溶剂通常具有适宜的纯度，前提是反应介质中的液体或固体没有被蒸发的溶剂夹带。将回流溶剂液滴进料到反应介质上方的废气脱离空间，如本文屮所公开的那样，适当地限制了这种夹带；并且相对于芳族化合物来说适宜纯度的循环溶剂可以从这种废气中冷凝形成。其次，困难更大且成本更高的循环溶剂进料的纯化通常与从反应介质中以液体形式取出的溶剂和随后接触从反应容器中取出的反应介质的液相和/或固相(例如，从浓縮和/或洗涤固休的过滤器中获得的循环溶剂，从浓縮和/或洗涤固体的离心机中获得的循环溶剂，和从结晶操作中获得的循环溶剂，等等)的溶剂相关。但是，本领域中也公知用T采用-,中或多种现有公开内容进行这些循环溶剂物流的必要纯化的方法。就控制循环溶剂巾的沉淀固体在规定的范闱之内而Ff，适宜的控制方法包括但并非限定于，重力沉降、在旋转带式过滤器和旋转桶式过滤器上使用滤布的机械过滤、采用位于压力容器内的静态过滤介质的机械过滤、水力旋流器、和离心机。就控制循环溶剂中溶解的芳族物质在规定的范围之内而言,控制方法包括、但并不限定fUS专利'1，939，297和US专利申请公报2005-0038288(在此引入作为参考)中所公开的那些。但是，这些现有发明中都没有发现和公开如本文中所公开的总休溶剂进料中纯度的优选水T。相反地，这些现有发明仅仅提供了纯化所选的部分循环溶剂物流的方法，并未推断出反应介质的总体重均溶剂进料组成的本发明的最佳值。现在转向可氧化的化合物进料的纯度，公知的是，在用于聚合物生产的纯化TPA中存在一定水平的间苯二甲酸、邻苯二甲酸、和苯甲酸且在低水平下是可忍受的。另外，己知这些物质相对更溶于多种溶剂且可以有益地通过结晶工艺从纯化的TPA屮除去。但是，从本文中所公开的本发明实施方案来看，现在已知在反应介质的液相中控制几种相对可溶的芳族物质(特别是包括间苯二甲酸、邻苯二甲酸、和苯甲酸)的水平，对f控制反应介质中形成的多环和显色芳族化合物的水平、对于控制每个分子具有多于2个羧酸官能团的化合物、对于控制部分氧化反应介质之内的反应活性、和对于控制氧化剂和芳族化合物的产率损失来说是令人吃惊地重耍。木领域巾公知的是，在反应介质巾形成了间苯二甲酸、邻苯二甲酸、和苯甲酸，如下所述。间-二甲苯进料杂质以良好转化率和产率被氧化成IPA。邻-二甲苯进料杂质以良好转化率和产率被氧化成邻苯二甲酸。乙苯和甲苯进料杂质以良好转化率和产率被氧化成苯甲酸。但是，本发明者已发现，大量的间苯二甲酸、邻苯二甲酸、和苯甲酸也通过间-二甲苯、邻-二甲苯、乙苯、和甲苯氧化之外的方式形成f包含对-二甲苯的反应介质之内。这些其它本质的化学路线可能包括脱羰基化、脱羧基化、过渡态的结构重组、和甲基与羰基加成到芳环--匕在确定可氧化的化合物进料中杂质的优选范围时，多种因素是相关的。如果氧化产物的纯度要求是相当严格的(例如，在用于部分氧化对-二甲苯的反应介质巾，通常发现于工业纯对-二甲苯中的甲苯、和乙苯导致形成苯甲酸，并且这种苯甲酸人量地从人多数商业化的TPA屮除去)，那么进料屮的任意杂质可能是有接的产率损失和产品纯化成本。当进料杂质的部分氧化产物参予另外的反应时，那么在考虑承受多少进料纯化成本时，简单的成本损失和去除之外的因素变为适宜的(例如,在用f部分氧化对-二甲苯的反应介质中，乙苯导致苯甲酸，并目.苯甲酸随后导致高显色的9-芴酮-2-羧酸、导致间苯二甲酸、导致邻苯二甲酸、和导致增加的碳氧化物,及其他)。当反应介质通过与进料杂质不直接相关的化学机理自身形成额外量的杂质时，该分析变得仍更复杂(例如，在用T部分氧化对-二甲苯的反应介质巾，苯甲酸也自身形成于对-二甲苯木身)。另外，粗制氧化产物的下游处理可以影响对于优选进料纯度的考虑。例如，去除直接杂质(苯甲酸)和随后杂质(间苯二甲酸、邻苯二甲酸、9-荷酮-2-羧酸等)到合适水平的成本可以是一种并且相同,可以是彼此不同，并且可以不同于将大大不相关的杂质(例如对-二甲苯氧化为TPA中的不完全氧化产物'1-CBA)除去的要求。下面公开的用于对-二甲苯的进料纯度范闺为优选的，其中对-二甲苯与溶剂和氧化剂一起进料到反应介质中用于部分氧化以生产TPA。这些范围在具有用于从反应介质中除去氧化剂和溶剂之外的杂质(例如催化剂金属)的氧化后续步骤的TPA生产方法中是更优选的。这些范围在从CTA中除去额外的4-CBA的TPA生产方法中是仍更优选的(例如，通过CTA转化为对苯二甲酸二甲酯和杂质酯并且随后通过蒸馏分离4-CBA的甲酯，通过氧化蒸煮法将4-C'BA转化为TPA,通过氢化方法将4CBA转化为对-甲苯甲酸，其随后通过部分结晶方法来分离)。这些范围在通过氧化蒸煮法将4-CBA转化为TPArfi]从CTA中除去额外的4-CBA的TPA牛产方法中是最优选的。通过在循环芳族化合物的优选范围以及直接由进料杂质氧化形成的芳族化合物(和其它固有的化学路线相比)的相对量方面的新知识，己发现'/对T进料到TPA生产的部分氧化工艺中的不纯对-二甲苯而i^改进的杂质范闱。下面表2提供了对-二甲苯进料中的间-二甲苯、邻-二甲苯、和乙苯+甲苯量的优选值。表2-不纯对-二甲苯进料的组分<table>tableseeoriginaldocumentpage48</column></row><table>*乙苯和甲苯的规定分别是单独的且以总和计木领域技术人员现在意识到，不纯对-二甲苯巾的以I:杂质可以在它们的部分氧化产物在循环溶剂中聚集之后对反应介质具有最人的影响。例如，当在反应介质中具有约33wt^固体下操作时，进料最优选范围上限量的间-二甲苯，400卯mw，将在反应介质的液相中立即生成约200卯mw间苯二甲酸。将这与间苯二甲酸在循环溶剂中最优选范围的上限a输入(/10()卯mw)进行比较,在经历通常的溶剂蒸发以使反应介质冷却之后，所述400ppmw，致/十:反应介质的液相内达到约i200ppmw的间苯二甲酸。由此，随着时间的推移部分氧化产物在循环溶剂之内的聚集表现了不纯对-二甲苯进料中间-二甲苯、邻-二甲苯、乙苯、和甲苯杂质的最大可能的影响。由此，不纯对-二甲苯进料中杂质的上述范围对T在特定制备竿ji:中任意部分氧化反应介质的每天操作而由-优选保持至少半天，更优选地对于至少7天连续操作而言保持至少四分之三每天，最优选地对于至少30天连续操作而言不纯对-二甲苯进料组合物的质量加权平均值(mass-weightedaverage)落在优选范围之内。用于获得优选纯度的不纯对-二甲苯的方法是现丫]技术中已知的并且包括但并不限定f蒸馏,在亚室温K部分结晶法，和使用选择性孔径吸附的分了筛法。但是，本文中所规定的纯度优选范闺，在它们的高端，比对-二甲苯的商业供应商的特征实践更要求更卨和更昂贵；然而在它们的低端，优选范围避免了为了进料到部分氧化反应介质中而对对-二甲苯的高成本纯化，这是由T发现和公开'/对-二甲苯自身中的杂质自身形成和反应介质内的杂质消耗反应的组合效果变得比不纯对-二甲苯之内杂质进料速率更重要。当含二甲苯的进料物流含有所选的杂质(如乙苯和/或甲苯)时，这些杂质的氧化可以生成苯甲酸。本文屮所使用的术语"杂质生成的苯甲酸"表示在二甲苯氧化期间衍生自二甲苯之外的任意原料的苯甲酸。如本文中所公开的那样，一部分二甲苯氧化期间生成的苯甲酸衍生自二甲苯本身。除了可能是杂质生成的苯甲酸的任意部分苯甲酸生成之外，这种由二甲苯生成苯甲酸是独立的。不受理论限制，认为是3各种二甲苯的中间氧化产物自发地脱羰基化(失去一氧化碳)或脱羧基化(失去二氧化碳)以由此牛成芳基时，苯甲酸衍牛自反应介质之内的二甲苯。这些芳基可以随后从反应介质中多种可获得的原料之一中提取氢原子并且形成自身生成的苯甲酸。不论化学机理如何，本文中所使用的术语"自身生成的苯甲酸"将表示在二甲苯氧化期间衍生自二甲苯的苯甲酸。另外如本文中所公开的那样，当对-二甲苯氧化生成对苯二甲酸(TPA)时，fi身生成的苯甲酸的形成导致对-二甲苯产率损失和氧化剂产率损失。另外，反应介质液相屮自身生成的苯甲酸的存在与多种不期望的副反应的增加相关，特别包括称为单-羧基-芴酮的高显色化合物的生成。自身生成的苯甲酸也有助f循环滤液中苯甲酸不期望的聚集，其进--歩提高了反应介质液相中苯甲酸的浓度。由此，自身形成的苯甲酸的形成期望最小化，但是也同时与杂质生成的苯甲酸、影响苯甲酸消耗的因素、和反应选择性的其它问题有关的因素、和整体经济性-'起进行适当地考虑。木发明者已发现，苯甲酸的自生成可以通过适当选择例如氧化期间反应介质之内的温度、二甲苯分布、和氧获得性来控制到低水平。不希望受理论限制，较低温度和改进的氧获得性显示抑制脱羰基化和/或脱羧基化速率，巾此避免了关于fi身生成苯甲酸的产率损失。充足的氧获得性似乎将芳基推向形成其它史"利的产物，特别是羟基苯甲酸。反应介质中二甲苯的分布也nj以影响芳基转化为苯甲酸或羟基苯甲酸之间的平衡。无论化学机理如何，本发明者己发现反应条件虽然温和得足以降低苯甲酸产量，但是仍剧烈到足以将大部分羟基苯甲酸产量氧化为一氧化碳和/或二氧化碳(其容易从氧化产物中除去)。在本发明的优选实施方案中，氧化反应器以这样的方式来构造和操作，即使得自身生成的苯甲酸的形成最小化并且羟基苯甲酸氧化为一氧化碳和/或二氧化碳最大化。当氧化反应器被用于将对-二甲苯氧化为对苯二甲酸时，优选地，对-二甲苯占引入反应器的进料流屮全部二甲苯的至少约5(hrt%。更优选地,对-二甲苯占进料物流屮全部二甲苯的至少约75wtX。仍更优选地，对-二甲苯占进料物流中全部二甲苯的至少95wtX。最优选地，对-二甲苯基本上构成全部进料物流中的所有二甲苯。当反应器被用于将对-二甲苯氧化为对苯二甲酸时，优选地使对苯二甲酸的牛产速率最大化，同时使自身生成的苯甲酸的生产速率最小化。优选地,对苯二甲酸的生产速率(重量)与自身生成的苯甲酸的生成速率(重量)之比为至少约500:l，更优选地至少约iooo:1，且最优选地至少i500:i。如下将看到的那样，优选在反应介质液相中苯甲酸的浓度低于2000ppnw、更优选地低于1000卯mw、且最优选地低于500ppm沐时，测量fi身生成的苯甲酸的生产速率，因为这些低浓度将苯甲酸转化为其它化合物的反应抑制到适宜的低速率。结合自身生成的苯甲酸和杂质生成的苯甲酸，对苯二甲酸的生产速率(歪g:)与全部苯甲酸的牛产速率(重量)之比优选地为至少约400:i，更优选地至少约700:丄，且最优选地至少:i。如下将看到的那样，优选在反应介质液相中苯甲酸的浓度低于2000卯iw、更优选地低丁'1000卯mw、且最优选地低丁'500ppiw时，测量自身生成的苯甲酸加k杂质生成的苯甲酸的总生产速率，冈为这些低浓度将苯甲酸转化为其它化合物的反应抑制到适宜的低速率。如本文中所公开的那样，反应介质的液相中升高浓度的苯甲酸导致多种其它芳族化合物的形成增加，其中几种为TPA中的有害杂质；并且，如本文中所公开的那样，反应介质的液相中升高浓度的苯甲酸导致碳氧化物气休的形成增加，其形成代表了氧化剂和芳族化合物和/或溶剂的产率损失。另外，现在公开的是，本发明者已发现，相当大部分这种增加的其它芳族化合物和碳氧化物的形成是衍自-'些苯甲酸分子本身转化的反应，这和苯甲酸催化其它反应(苯甲酸自身不消耗)不同。冈此，"苯甲酸的净生成"在木文中定义为相同时间段期间全部离开反应介质的苯甲酸的时间平均重量减去全部进入反应介质的苯甲酸的时间平均革:量。这种苯甲酸的净生成经常是i—F.的,其受制于杂质生成的苯甲酸和fi身生成的苯甲酸的形成速率。但是,本发明者己发现，苯甲酸转化为碳氧化物、和转化为几种其它化合物的转化速率随着反应介质的液相中苯甲酸浓度增加rfl]近似线性增加,其中在包括温度、氧获得性、STR、和反应活性的其它反应条件保持近似恒定时测量。由此，当反应介质的液相中苯甲酸浓度足够大时(可能由于循环溶剂中苯甲酸浓度升a)，那么苯甲酸分子转化为其它化合物(包括碳氧化物)可以变为等T或大T新苯甲酸分子的化学生成。此时，苯甲酸的净生成可以变为平衡地接近于零或者甚至负值。木发明者已发现，苯甲酸的净生成为正时，那么反应介质中对苯二甲酸的生产速率(重量)相对于反应介质中苯甲酸的净生成速率之比优选地高于约7()():i，更优选地高于约i.ioo:i，且最优选地高于4000:i。本发明者己发现，当苯甲酸的净生成为负时，反应介质中对苯二甲酸的生产速率(虚^)相对f反应介质中苯甲酸的净生成速率之比优选地高f约2()():(-i)，更优选地商丁fj丄ooo:(-丄)，日.最优选地高于5000:(-丄)。本发明者也已发现了对于从反应介质中取出的浆料(液体+固体)的组成和对于该浆料的固体CTA部分的优选范围。该优选的浆料和优选的CTA组成是令人吃惊地优异且有用的。例如，通过氧化蒸煮从该优选的CTA中制得的纯化T:PA具有充分低水平的总杂质和显色杂质，使得该纯化TPA对于PET纤维中的多种应用和PET包装应用是适宜的，无需氢化额外的4-C:BA和/或显色杂质。例如，优选的浆料组成提供了歪要杂质浓度相对低的反应介质的液相，这样重要地降低了其它甚至更加不期望的杂质(如本文中所描述的那些)的形成。另外，根据本发明的其它实施方案,优选的浆料组成重要地有助f随后处理来自浆料的液休，以变为适宜纯度的循环溶剂实施方案。依据本发明一种实施方案生产的CTA含有少于通过传统方法和设备生产的CTA的所选类型杂质，特别是采用丫循环溶剂的那些。可以存在TCTA中的杂质包括下列4-羧基苯甲醛(4-CBA)、4，4'-二羧基芘(4，4，-DCS)、2，6-二羧基蒽醌(2，6-DCA)、2，6-二羧基芴酮(2，6-DCF)、2，7-二羧基芴酮(2，7-DCF)、3,5-二羧基芴酮(3，5-DCF)、9-芴酮-2-羧酸(9F-2CA)、9-芴酮-4-羧酸(9F-4CA)、4.,4-，-二拨^肤苯(4，4，-DC:B)、2，5，4，-三羧基联苯(2，5，4'-TCB)、邻苯二甲酸(PA)、间苯二甲酸(IPA)、苯甲酸(BA)、偏苯一:酸(TMA)、对-甲苯甲酸(:PTAC)、2，6-二羧基苯并香旦素(2,6-:[)CBC)、4，4，-二羧基苯偶西先(4，'1，-I)CBZ)、4，4，-一羧基一苯甲酮(4,4，-DCBP)、2，5，4，-三羧基一苯甲酮(2，5，4'-TCBP)。下面表3提供了依据本发明实施方案生产的CTA中这些杂质的优选量。表3-CTA杂质<table>tableseeoriginaldocumentpage51</column></row><table><table>tableseeoriginaldocumentpage52</column></row><table>另外，优选地，依据本发明实施方案生产的CTA具有相对于通过传统方法和设备生产的CTA更低的颜色含量，特别是采用循环溶剂的那些。由此，优选地，依据本发明一种实施方案生产的CTA在340nm处的百分比透射率为至少约25%，更优选地至少约50%,且最优选地至少60%。另外优选地，依据本发明一种实施方案生产的CTA在400nm处的百分比透射率为至少约88%，更优选地至少约90%,H.最优选地至少92%。用于百分比透射率的测试提供了对存在于TPA或CTA中的显色的、吸光杂质的测量。如本文中所使用的那样，该测试表示在通过将2.OOg干燥固体TPA或CTA溶解T20.0毫升分析纯或更好的二甲基亚砜(DMSO)制得的一部分溶液i:进行测t^。随后将一部分该溶液置于IIellma半-显微流槽(semi-microflowcell)，PN176,700中，其由石英制成并且光程为1,()cm和体积为0,39毫升。(HellmaUSA,80SkylineDrive,Plainview,NY11803)。使用Agilent8453二极管阵列分光光度计来测量通过该填充的流槽的不同波长光的透射率。(AgilentTechnologies,395PageMill:Road，:PaloMto，CA9-1303)。在对背景吸收进行适当修正之后(所述背景包括但并不限定于所用的流槽和溶剂)，通过机器直接报道百分比透射率结果,用于表征透过溶液的入射光的份数。在:M()體和4()()體光波长下的百分比透射率值特别适用T从多种通常在其中发现的杂质中鉴别纯TPA。下面表4巾提供了反应介质的浆料(固体+液体)相巾多种芳族杂质的优选范围。表4-浆料杂质<table>tableseeoriginaldocumentpage52</column></row><table><table>tableseeoriginaldocumentpage53</column></row><table>这些浆料的优选组成体现了反应介质液相的优选组成，同时有用地避免了和下述情况"关的实验上的困难所述情况即为在从反应介质中取样、分离液体和同体、以及转变到分析条件的过程中另外的液相组分从反应介质中沉淀成固相组分。反应介质的浆料相中和反应介质的CTA中也通常存在多种其它芳族杂质，通常在甚至更低水T下和/或与一种或多种所公开的芳族化合物成比例地变化。控制所公开的芳族化合物在优选范围之内将保持其它芳族杂质在适当水平。对丁-反应介质中浆料相和对丁-从该浆料中直接获得的固体CTA而由—，这些有利组成通过用木文巾所公开的用于将对-二甲苯部分氧化为TPA的本发明实施方案的操作来获得。采用液相色谱让测tt溶剂、循环溶剂、CTA、来反应介质的浆料和PTA屮低水平组分的浓度。现在描述两种可"换的实施方案。本文中称为HPLC-DAD的方法包括与二极管阵列传感器(DAD)耦合的高压液相色谱(HPLC)，由此提供给定试样中各种分子物质的分离和量化。用于该测量的设各为型号1100HPLC',旦:装配Y/DAD,由AglientTechnologies(PaloAlto，CA)提供，但是其它适宜设备也可以从其它供应商那里商购获得。如本领域中公知的那样，使用以已知量存在的已知化合物来校正洗脱时间和检测器响应，所述化合物和用量对在实际未知试样中存在的那些而言是合适的。本文中称为HPLC-MS的方法包括与质谱(MS)耦合的高j土液相色谱(HPLC)，由此提供给定试样巾各种分子物质的分离、鉴别和量化。用于该测量的设备为由WatersCorp.(Milford，MA)提供的AllianceIIPLC和ZQMS，但是其它适宜设备也可以从其它供应商那串.商购获得。如本领域屮公知的那样，使用以已知量存在的已知化合物来校lR先脱时间和质谱响应，其中所述化合物和用量对在实际未知试样中存在的那些而言是合适的。本发明另一实施方案涉及部分氧化芳族nj氧化的化合物，同时在一方面对有害芳族杂质的抑制和另-一方面一氧化碳与-一氧化碳(统称为碳氧化物(C0x))的形成之间进行适当地平衡。这些碳氧化物通常在废气中离开反应容器，并且它们对应于溶剂和可氧化的化合物的破坏性损失，所述可氧化的化合物包括极优选的氧化衍生物(例如乙酸、对-二甲苯、和TPA)。木发明者已发现了碳氧化物形成的下限，低于该下限时其似乎大量生成有害芳族杂质，如下所述，并且低的总体转化水平必然太差以至于无经济实用性。本发明者也己发现了碳氧化物的上限，高于该上限时碳氧化物的生成继续增加，同时几乎没有了由有害芳族杂质减少生成所带来的进-一歩价值。本发明者已发现，降低反应介质中芳族可氧化的化合物进料和芳族中间体物质的液相浓度导致在部分氧化芳族可氧化的化合物期间有害杂质的牛成速率更低。这些有害杂质包括偶联芳环和/或含有卨于期望数量的羧酸基团的芳族分子(例如，在对-二甲苯的氧化中，有害杂质包括2,6-二羧基蒽醌、2,6-二羧基芴酮、偏苯三酸、2，5,4'-三羧基联苯、和2，5，4'-二苯甲酮)。芳族中间体物质包括起源于可氧化芳族化合物进料且仍含有非芳族烃基的芳族化合物(例如，在对-二甲苯的氧化中，芳族中间体物质包括对-甲苯甲醛、对苯二甲醛、对-甲苯甲酸、4-CBA、4-羟某甲某苯甲酸、和a-溴-对-甲苯甲酸)。保留非芳族烃基的芳族可氧化的化合物进料和芳族中间体，当存在于反应介质的液相中时，显不以类似f本文中对f缺少非芳族烃基的溶解芳族物质已描述的方式导致形成有害杂质(例如，间苯二甲酸)。比照这种对于较卨反应活性的需求以抑制部分氧化可氧化芳族化合物期间有害芳族杂质的形成，本发明者己发现，不期望的附带结果是碳氧化物的生产增加。重耍理解的是，这些碳氧化物代表了可氧化的化合物和氧化剂的产率损失，并非仅仅只是溶剂的损失。明确地，人部分和有时主要部分的碳氧化物来fi可氧化的化合物、和其衍生物，并非来自溶剂；并且经常按每个碳单元计算可氧化的化合物比溶剂成本更多。另外，歪要理解的是，当存在于反应介质的液相中时，期望的产物羧酸(例如TPA)也发生过氧化以成为碳氧化物。同样重要的是意识到本发明涉及反应介质液相中的反应和其中的反应物浓度。这点与-一些现有发明不同，这些现有发明直接涉及形成保留非芳族烃基的芳族化合物的沉淀固体形式。具体地，对于对-二甲苯部分氧化为TPA而言，一些现有发明涉及在CTA固相中沉淀的4-CBA的量。但是，本发明人己发现'/采用相NJ规格的温度J土力、催化、溶剂组成和对-二甲苯的时空反应速率，固相中4-CBA与液相中4-C:BA之比大于2:1的变化，取决于是否该部分氧化在良好混合的高压釜中或者依据本发明在具有氧和对-二甲苯分级的反应介质中进行。另外，本发明者己发现，在相似规格的温度、压力、催化和溶剂组成下，同相中4-CBA与液相中4-CBA的比值也可以在良好混合的或分级的反应介质中变化高f2:1，取决于对-二甲苯的时空反应速率。另外，固相CTA中4-CBA并不显示有助于有害杂质的形成，并且固相中的4-CBA可—以回收并且简单地以a产率氧化成TPA(例如，如本文中所述，通过氧化蒸煮CTA浆料)；但是除去有害杂质比除去固相4-CBA更加困难和成本更高得多，并且碳氧化物的生成代表了永久性的产率损失。由此，重要区别的是，木发明的该方面涉及反应介质中的液相组成。无论源于溶剂或者可氧化的化合物,本发明者已发现，在具有商业实用性的转化下，碳氧化物的生产主要与整体反应活性的水平相关，尽管在用于获得整体反应活性水平的温度、金属、卤素、温度、通过pH:测量的反应介质的酸度、水浓度的具体组合有宽的变化。本发明者已发现了使用在反应介质中部高度、反应介质底部、和反应介质顶部的甲苯甲酸的液相浓度来评价整体反应活性水平,对二甲苯的部分氧化而言是有用的。由此，如下的M吋平衡是很重'嬰的通过增加反应活性使有害物质的形成最小化以及通过降低反应活性使碳氧化物的形成最小化。B卩，如果碳氧化物的整体生产被抑制过低，那么形成过量的有害物质，反之亦然。另外，本发明者已发现，期^的羧酸(例如TPA)的溶解性和相对反应性与其它缺少非芳族烃基的溶解的芳族物质的存在在这种碳氧化物对"害杂质的平衡中引入了非常重要的支点。期望的产物羧酸通常溶解f反应介质的液相中，甚至当以固体形式存在时。例如，在优选范闺的温度下，TPA以范闺为约i000ppmw高于iwt^的水平溶解于包含乙酸和水的反应介质中，溶解度随温度增加而增加。尽管在由可氧化芳族化合物进料(例如对-二甲苯)、由芳族反应中间体(例如对-甲苯甲酸)、由期望的产物芳族羧酸(例如TPA)、和由缺少非芳族烃基的芳族物质(例如间苯二甲酸)形成各种有害杂质的反应速率中存在差别，但是后两类的存在和反应性建立了对于进--步抑制前两类(芳族可氧化的化合物进料和芳族反应屮间体)而言的回落区(aregionofdiminishingreturns)。例如，在对-二甲苯部分氧化为TPA中，如果在给定条件下反应介质液相中溶解的TPA总计7000卯m沐，溶解的苯甲酸总计80()()卯mw，溶解的间苯二甲酸总计6()()0卯鹏'，和溶解的邻苯二甲酸总计2000ppmw，那么当反应活性增加到将对-甲苯甲酸和4-CBA液相浓度抑制低于类似水平时，所述为了进一步降低全部有害化合物而言的值开始减小。B卩，缺少非芳族烃基的芳族物质在反应介质的液相中的存在和浓度通过增加反应活性发生非常小地改变，并且它们的存在用来向l:扩大川十P降低反应中间体浓度的回落区，由此抑制有害杂质的形成。由此，^发明的--种实施方案提供了碳氧化物的优选范围，下限由低反应活性和有害杂质的过S肜成浮定且....匕限由过量碳损失界定,但是所述水平低于先前发现的且商用公开的那些。W此，优选地如下控制碳氧化物的形成。生成的全部碳氧化物的摩尔量与可氧化芳族化合物进料的摩尔a之比优选地大f约(),02:i，更优选地大f约().(M:i，仍更优选地大于约o,05:i，Hift优选地大于o,06:丄。同时，牛成的全部碳氧化物的摩尔量与可氧化芳族化合物进料的摩尔y-之比优选地小于约().24:1，更优选地小于约().22:i，仍更优选地小丁'约o.19:i，且最优选地小丁'o,15:i。生成的二氧化碳的摩尔量与可氧化芳族化合物进料的摩尔欤之比优选地大于约().oi:1，更优选地大于约o.()3:i，仍更优选地人于约o,04:i，且最优选地人于o,os:i。同时，生成的二氧化碳的摩尔量与可氧化芳族化合物进料的摩尔量之比优选地小于约0,21:l，更优选地小于约O.19:l，仍更优选地小f约()，16:l,且最优选地小f0,11。生成的一氧化碳的摩尔量与可氧化芳族化合物进料的摩尔量之比优选地大于约0,005:丄，更优选地大于约o,o丄o:丄，仍更优选地大于约().()is:1，且最优选地大于().()2():i。同时，生成的一氧化碳的摩尔量与可氧化芳族化合物进料的摩尔量之比优选地小丁'约o,09:1，更优选地小丁'约o,07:i，仍更优选地小于约().()5:1，且最优选地小于o.04:i。氧化反应器的干燥废气中二氧化碳的含量优选地人于约0,lOmol%，更优选地人于约0,20mol%，仍更优选地大于约0,25mo1%，且最优选地大于0,3()mo1%。同时，氧化反应器的干燥废气中二氧化碳的含量优选地小于约1.5mol^，更优选地小于约1.2mol%，仍更优选地小f约().9mo1%，且最优选地小f0,8mo:l%。氧化反应器的T燥废气中一氧化碳的含量优选地大于约0.05mo1%，更优选地大于约0,iOmol%，仍更优选地大于约().15mo1%，且最优选地大于().18mo1%。同时,氧化反应器的千燥废气中一氧化碳的含别尤选地小丁'约0.60mol%，更优选地小丁'约0.50mol%，仍更优选地小丁'约0,35mol%，k设优选地小于0.28mol%。本发明者己发现，用于将碳氧化物的产量降低到这些优选范围的重要因素是改进循环滤液和可氧化的化合物进料的纯度，以依据本发明的公开内容降低缺少非芳族烃朵的芳族化合物的浓度一一这样同时降低了碳氧化物和W害物质的形成。另一因素是根据本发明地公J卩内容改进反应容器之内对-二甲苯和氧化剂的分布。能实现碳氧化物的上述优选水平的其它因素是，在如本文中所公开那样在反应介质中存在的温度梯度、压力梯度、液相中可氧化的化合物的浓度梯度、和气相中氧化剂梯度下进行操作。能实现碳氧化物的上述优选水平的其它因素是，在本文中在时空反应速率、压力、温度、溶剂组成、催化剂组成、和反应容器机械几何形状的优选值下进行操作。在碳氧化物形成的优选范围之内操作的重要益处在于可以降低分子氧的使用，但是并非降低到化学计量值。尽管依据木发明使氣化剂和n」氣化的化合物良好分级，但是必须使过量的氧保持高于化学计量&，如H《、J丁4i独可^化的化^物进料所计算的那样，由此容许一些损失成碳氧化物和提^i!S的^了筑+fe制有A农质的形成。具体在二甲苯为可氧化的化合物进料时，分子氧重量与一甲永重量的OUIZ比f〗L选地大丁约0.9i:i.OO，更优选地大于约().95:1.()(),且最优选地大于().99:i.()()。同时，分了筑革y勺一甲苯重量的进料之比优选地小丁'约1.20:i,oo，更优选地小丁'约1.12:i.oo，k设优选地小于i.oe:i.()o。具体地对于二甲苯进料来说，氧化反应器的千燥废气中分子氧的时间平均含量优选地人于约0,1molX，更优选地人于约1mol^，且最优选地人于1,5mol%。同时，氧化反应器的千燥废气屮分子氧的时间平均含量优选地小于约6molX，更优选地小于约4mo1%，且最优选地小于3mo1%。在碳氧化物形成的优选范围之内操作的另一重要益处在f较少的芳族化合物被转化为碳氧化物和其它低价值形式。采用在连续段时间、优选i小时、更优选i天、目.最优选3()连续天之内全部离开反应介质的芳族化合物的摩尔y:总和除以全部进入反应介质的芳族化合物的摩尔量总和来评价该益处。该比值下文中称为芳族化合物通过反应介质的"摩尔生存比"且表示为数值百分数。如果全部进入的芳族化合物以芳族化合物形式离开反应介质(虽然人部分为进入的芳族化合物的氧化形式)，那么摩尔生存比的最人值为100%。如果正好每ioo个进入的芳族分子的i个在通过反应介质时被转化为碳氧化物和Z或其它非芳族分了(例如乙酸)，那么摩尔生存比为99%。具体在二甲苯为可氧化芳族化合物的主要进料时，通过反应介质的芳族化合物的摩尔牛存比优选地大于约98%，更优选地大于约98.5%，且最优选地小于99.()%。同时且为了存在足够的整体反应活性，当二甲苯为可氧化芳族化合物的主耍进料吋，通过反应介质的芳族化合物的摩尔生存比优选地小T约99.9%，更优选地小于约99.8%,且最优选地小于99.7%。本发明的另一方面涉及在包含乙酸和-一种或多种可氧化芳族化合物的反应介质屮生产乙酸甲酯。该乙酸甲酯相对于水和乙酸挥发性更高且t力此倾向于跟随废气，除非在将废气释放冋环境中之前采用额外的冷却或其它单元操作将其冋收和Z或将其破坏。乙酸甲酯的形成由此代表了操作成本以及投资成本。nj能地，乙酸甲酯如K来形成首先将甲基(可能来自乙酸的分解)与氧结合以牛成甲基氢过氧化物，随后分解形成甲醇，并目.最后使生成的甲醇与剩余乙酸反应以生成乙酸甲酯。无论化学路径如何,本发明者已发现，无论何时乙酸甲酯生产速率过低，那么碳氧化物的生产也过低且有害芳族杂质的生产过高。如果乙酸甲酯生产速率过高，那么碳氧化物的生产也不必要地高，导致溶剂、可氧化的化合物和氧化剂的产率损失。当f用本文中所述优选实施方案时，生成的乙酸甲酯的摩尔量与可氧化芳族化合物进料的摩尔f^的生成比优选地大于约0.005:l.，更优选地大于约o.oio:i，且设优选地大于0.020:i。同时，生成的乙酸甲酯的摩尔量与可氧化芳族化合物进料的摩尔^的生成比优选地小f约(u)9:i,更优选地小f约(),Q7:i，仍更优选地小于约o,os:丄，目.最优选地小于0,04:丄。可以通过本发明优选实施方案的下列实施例进一步阐述本发明，但是应该理解，除非另有特别声明，该实施例仅仅用T举例说明而不是对本发明范围的限制。实施例1这是来自鼓泡塔反应器中商业氧化对二甲苯的操作实施例。该实施例论证了例如当根据本发明的一些方面采用合适的几何结构和工艺条件时，对二甲苯浓度存在大的垂:有梯度。该实施例采用的商业鼓泡塔氧化器容器具有几乎垂直的、基本圆柱形的本体，内直径约2.44米。鼓泡塔氧化器容器从下切线(TL)到上TL的高度约32米。该容器在圆筒顶部和底部配有约2:1的椭圆头。操作卨度为n'L之--匕约25米的反应介质。商业纯对二甲苯的进料速度有效稳定在约81T"克/分钟的速度,通过位T下TL之上约4.35米高度处的圆柱形段的壁巾的圆形孔进入反应容器。所述壁孔内直径约().()76米。滤液溶剂在约777千克/分钟的有效稳定速度进料。该滤液溶剂的未计量部分，从管道尺寸和压降估计大约20千克/分钟，是作为氧化剂喷雾器的液体冲洗流(flush)的进料。滤液溶剂的其余量，约757千克/分钟，与商业纯对二甲苯密切混合进料。滤液溶剂和商业纯对二甲苯的混合液相进料物流til此总计为约838千克/分钟，得到的通过所述壁孔的入口流体表观速率为约3米Z秒。该滤液溶剂来自工厂循环休系，目.包括约97重量％以上的乙酸和水。滤液溶剂中催化剂组分浓度使得反应介质液相内的组成为约1777ppmw的钴、约1518卯mw的溴、和约107卯mw的锰。单独回流溶剂物流作为液滴以约572T克/分钟的有效稳定速度进料到反应介质操作高度之l:的气体脱离区中。该回流溶剂包括约99重量％以k的乙酸和水；且回流溶剂来fi没有显著水平的催化剂组分的单独工厂(plant)循环体系。滤液溶剂进料和冋流溶剂进料的合并水含量使得反应介质液相内水浓度约6.0重量％。氧化剂是压縮空气，以约千克/分钟的有效稳定速度通过类似f图2-5中所不的氧化剂喷雾器进料。该氧化剂喷雾器包括斜接的流动管道，其大致为等边八角形，交叉部件连接-一侧至相对侧且横穿反应容器的垂直对称轴。该斜接的流动管道由标称12英寸Schedulel()S管道元件制成。从流动管道-'侧的质心到相对侧的质心的八边形宽度约1.83米。该八边形大致水平放置，八边形管道的中部高度为从反应容器的下TL以k约0.1.1米。氧化剂喷雾器含有75个直径约0,025米的圆形孔。这些孔人致均匀地围绕该八边形和放在所述12英寸管道顶部附近的交叉部件。在八边形管道仅一侧的底部附近有一个:有径约().()12米的圆形孔。反应容器顶部气体中的操作压力稳定在约0.52兆帕表压。反应以基本上绝热的方式操作，从1-fr]反应热提高进入进料的温度并且蒸发大量进入的溶剂。在反应介质中间高度附近测得的操作温度约i60°C。从反应容器的下部椭圆头底部附近以有效稳定的速度除去含有粗制对苯二甲酸(CTA)的出口浆料。出口浆料的流速为约4()8千克/分钟。来自反应介质的浆料试样从反应容器的三个高度获得，如下所述。在对反应介质内的各位置处各种物质浓度的测定中，需要通过取得足够的试样来顾及系统的随机性以测定充分确定(resolution)的时间平均值。从反应容器下部椭圆头底部附近的离去浆料管道获得一组5个试样。从位于反应容器下TL之上约12.4米的高度处的壁孔获得另一组5个试样。从位于反应容器下TL之上约17.2米的高度处的壁孔获得第三组5个试样。用经校准的气相色谱(GC)法分析所有浆料试样的液相中对二甲苯和对甲苯甲醛组成。下表5显示了来自二个不同塔卨度的5个结果均值。报导的结果为每百万质量份液相中分析物质量份数(卯m沐)。表5试样位置对一甲苯(ppniw)对甲苯甲醛(卯肌V)约17.2米侧壁21140约12.4米侧壁63317底部头的底流455960这些结果显示对二甲苯和对甲苯甲醛的局部浓度垂直地出现大梯度。例如，在表5数据中观察到对二甲苯浓度梯度为超过2():1(455:21)。这些结果论证了鼓泡塔内进入的对二甲苯进料的内在流休混合明显比内在反应速度慢。在较低程度，还观察到反应介质中其它相关芳族反应性物质(例如对苯甲酸和4-羧基苯甲醛)浓度的垂直梯度。如随后的实施例中所论证那样，详细的计算模式显示该实施例反应介质液相内对二甲苯浓度的实际范闱远超过i()():i。即使没有进行严格计算模式，木领域技术人员也将认识到对二甲苯实际最人浓度出现在通过容器壁引入进料对二甲苯到鼓泡塔反应容器之处附近的区域屮。对二甲苯最大浓度的这一高度是在——FTL之上约4.35米处，在来自约12.4米和来自底流的取样之间。相似地，对二甲苯的实际最小浓度可能出现在约25米处反应介质顶部或其紧邻之处，远高于以上试样取样的最高高度。nj以通过采用合适的机械设备在反应介质内任何垂直或者水平位置取样，来测量反应介质内其它部位的对二甲苯和其它可氧化化合物的浓度。仟选地，可以通过采用充分复杂的计算模式来处理卨度复杂的流体流动模式、化学反应动力学、能量T'衡、蒸气-液体-固体平衡、和内相交换速度，用合理的准确性来计算不能物理取样且化学分析的位置的浓度。实施例2-5实施例2-5是与实施例1的反应器相同或者具有特定改进的大致相似的鼓泡塔反应器计算模型。根据题为"ModelingofLiquid-PhaseOxidation"的共同未决美国专利申请No.60/594774中公开的建模方法来实施用f产生实施例2-5的计算流体动力学(CFI))建模，该^利申请全部内容直接引入本文作为参考。在实施例2-5中，OT)建模的实施是采用C卜'X释放(reIease)5.7版(ANSYS，Inc.275TechnologyDrivo，Canonsburg，PA15317)。实施例2-5均包括约100000个以上的离散空间计算申.元。适用于实施例2-5巾的时间步长小于()，l.秒。证实直径约0,005-约0,20米的'名个气泡尺寸适用于调制CFD模型人致接近经过不同压力测量估计的平均气泡滞留抟近经过y-扫描估计的垂.宵气泡滞留量分布，且接近经过计算机断e投影术(CT)扫描估计的气泡滞留量水平分布。为选择实施例2-5的CFD模型中合适的气泡尺寸和种群，获得浆料鼓泡塔的实际工j.操作数据，该塔具有约2.M米和约3.05米的圆柱体内直径，用近似有关组成的反应介质和以下公开的工艺条件操作。采用从容器底座附近直至顶部废气测量的不同压力获得了总体气泡滞留量的参考数据。采用y-发射放射性源和检测方法(以约O.05米-约0.3米的步长在反应容器外部向上增加)获得丫垂直气泡滞留量分布的参考数据。通过在跨过操作鼓泡塔水平面的9X9栅格l:实施CT扫描(采用y-发射放射性源和检测方法)获得了水平气泡滞留量分布的参考数据。B卩，该源位于鼓泡塔周界周围大约相等间距的9个不同位置的给定高度。对于y-辐射源的每个位置，通过反应容器和反应介质的y射线量在位于鼓泡塔周界周围大约相等间距的9个不同位置检测。随后将各种数学模型应用到该离散数据来针对所述高度产生整个反应介质的气泡滞留量变化的估讣。在两个不同日，对于两个不同高度，和对二甲苯、压縮空气两种不同进料速度等获得多个水TCT扫描。关T对二甲苯在该环境中的消耗的化学反应模型被调制以匹配实施例1中的对二甲苯反应剂分布以及来自商业和巾试规模测试的相似温度、压力、反应强度、催化、水浓度等等其它数据。作为指示性近似值，对二甲苯反应性示踪剂衰减的准一级时间常数对于大约1.60t:和大约实施例2-4屮所用反应介质平均条件而言等于约0,2秒、重要的是，实施例2-4中所得流动域的CFD模型产生通常与操作鼓泡塔反应容器中观察到的低频波动一致的泡涌(bubbleswarm)和液涌(liquidsurge)中的大规模起伏。实施例2该实施例研发了与实施例1中机械构型有关的计算并且给实施例3和4设定'/比较基础。在该实施例巾，鼓泡塔反应器的机械构型等同于实施例l，具有通过反应容器壁的0.076米的圆形直径进入孔，用于含有对二甲苯和滤液溶剂的进料物流。对二甲苯的进料速度约1.84千克/秒，高于实施例1。与对二甲苯密切混合进料的滤液溶剂进料速度约18.4千克/秒。通过壁孔进入的对二甲苯与滤液溶剂的混合物流的表观速率因此约为4米/秒。进入气休脱离头部空间的回流溶剂进料速度是i2.8千克/秒。压縮空气通过氧化剂喷雾器的进料速度约9千克/秒。反应浆料固含量约31重量％。产物浆料从反应容器底部头的中心以有效稳定速度取出以维持约25米反应介质的大致稳定水平。反应介质中部高度的平均气体滞留量约55%，基于面积平均、时间平均基础，此处时间平均长度是至少约100秒的CFD模型时间。反应介质上的头部空间中的压力人约0.50兆帕表压。反应介质中部高度附近测量的温度大约16(rc。反应介质液体部分内的水与钴、溴、和锰含量某本上与实施例1相同。实施例3通过在含有对—甲苯的液相进料进入根据本发明-一个方面的反应介质的位点处增加其表观速率来改善对二甲苯进料的分散，该实施例研发了与之相关的计算。在该实施例中，鼓泡塔反应器的机械构型等IMJT实施例2,不M之处在T含有对二甲苯的液相进料通过的壁孔被减少到().()25米的圆形直径。对二甲苯进料速度和其它工艺条件与实施例2相同，不同之处在于通过该壁孔进入的对二甲苯和滤液溶剂的合并液相进料物流表观速率现在约为36米/秒。下表6中提出了对二甲苯反应性示踪剂在液相中的浓度高于各种阈值的反应介质时间平均分数的CFD模型计算值。液相中具有极高度浓縮的对二甲苯反应性不踪剂的反应介质休积通过用根据本发明含有对二甲苯的液相进料物流的更高入口速率来操作而被减少。减少的对二甲苯卨浓度区域对于限制不期望的偶合反应而3是重要的，因为很多可溶性芳族物质浓度在其中被提高，还因为这些浓度导致溶解的分子氧的W部高消耗并且从而导致溶解的分子氧局部受抑制的静止浓度。表6<table>tableseeoriginaldocumentpage60</column></row><table><table>tableseeoriginaldocumentpage61</column></row><table>实施例4该实施例研发了针对用于将氧化剂和对二甲苯引入鼓泡塔反应器中的改善机械方式的计算。该实施例在实施例1-3中所用相M的鼓泡塔反应器内执行。然而，反应器在氧化剂和对二甲苯引入反应介质的方式卜.进行了改变。在所讨论的实施例4中，首先关注于将对二甲苯引入反应介质从而减少了对二甲苯高浓度区的经改变的装置。其次，关注于将反应剂引入反应介质从而减少通气很差的区域的经改变的装背。这并非是假设该两种改变在其结果上完全独立，而只是-一种分歩式的陈述。通过采用大概如图9-11中所不的液相进料分布体系，在实施例4中减少了对二甲苯反应性示踪剂液相浓度极高的反应介质量。该液相进料分布休系适宜地具有四个流动管道，其适宜地大致垂直地直立。这四个流动管道均离鼓泡塔垂直对称轴约().75米。这W个流动管道适宜地由标称1.5英寸Schedule10S管道元件制备。在该实施例中各管腿下端均适宜地具有圆锥形会聚段，在该圆锥相对侧之间测得的坡口角度适宜地为约24度；然而，其它形状也适用于关闭流动管道下游端(例如具有不同坡口允度的圆锥形罩、扁板罩、管帽罩、楔形罩等等)。这四个流动管道均具有总共9个孔，每个孔具有约0.0063米的圆形直径。各管道中9个孔的最低一个处于下部圆锥形段底部。对于各管道而言，该最低孔位f反应容器'KTL以上约0.4米处。通常从该切去顶端的底部圆锥形段的该底端测量，每个管道中的下三个孔升高约0,3米，下三个孔升高约i.6米，H.最上方的两个孔升高约2.7米。因此，在每个管道中从最下方的孔到最上方的孔的垂直距离是约2.7米，或约1.1D。从--个垂直管道底部孔到对角相对的垂直管道顶部孔的最远的孔分离的直线(并非垂直)距离是大约3.44米，或者大约1.4D。对于各水平而pf，这些孔在各流动管道周界周闱大致均匀地间隔。用于可氧化化合物和溶剂进料到四个人致垂直的管道顶部的供应管道适宜地人约在反应容器下TL以上约3.60米高度的水平面。供应管道适宜地由标称3英寸ScheduleIOS管道元件制备。组件内心适当的机械牵条和从组件到氧化剂喷雾器与反应容器的机械牵条，从ffl]耐受正常和扰乱操作期间出现的静态和动态力。尽管未在该实施例中计算，该液相进料分布休系的很多其它设讣是可行的。例如，液相流动管道尺寸可以较大或者较小或者是不同于大致圆形的横截面或者数量不同于4。例如，四个基本上垂直的管道均可以经由单独穿过含有压力的反应容器壁的流动管道来独立进料。例如，供应进入的对二甲苯和进料溶剂的连接部可以邻近该大致垂直管道的中部高度或者邻近底部高度或者处于任何高度或者处于多个高度。例如，供应管道可以与位于大致水平的管道屮的分布孔大致垂.宵，或者两种流动力'向可以倾斜或者非.宵线或者非垂直。例如,这些孔可以相对于反应介质以不同方式的放射状、方位角、或者垂直定位。例如，可以采用较多或较少的孔和/或不同形状的孔和/或具有混合尺寸和/或混合形状的孔。例如，可以采用出U喷嘴而不采用出U孔。例如，一个或多个流动偏移装置可以存在于接近出口孔的流动管道外并且在流体一H离开进入反应介质的路径中。取决于对二甲苯和溶剂的合并进料或者反应介质的固休特征和含量(若有的话)，并且取决于实际生产操作中采用的启动、关闭和其它操作工序，可能必须吹t—l来自液相进料分布体系内的固体。尽管并未在该实施例中计算，但是，吹扫孔大T本实施例中所示均匀尺寸孔可能是有利的。在该四个大致垂直的管腿各自F端的孔尤其适用于吹扫固体，尽管其并非唯--可行方式。也可釆用更加复杂的机械设备例如挡板组件、止回阀、流量限制陶、电力操作阀等来防止固体进入或者从液相进料分布体系内排出积累固体。现在，关注于氧化剂喷雾器，其大致如图1245中所示。该氧化剂喷雾器环形部件适宜地包括斜接的流动管道，该管道适宜地且大致地为等边八边形ffl]没有交叉部件。该斜接的流动管道适宜地由标称iO英寸ScheduleiOS管道元件制成。从流动管道--侧的质心到相对侧的质心的八边形宽度约1.12米。该八边形段适宜地大致水平放置，八边形段的中部高度为反应容器的下TL以下约0.24米。这明显区别丁'实施例卜3的氧化剂喷雾器环形部件，其高度中心在反应容器下TL之匕管道的八边形部分穿有64个大致圆形的孔，每个直径约0,030米，沿管道周围人致相等间隔。人约---半的孔位于水平面以下约45度的/仃度(从每个孔至流动管道横截面最近质心测量)的管道位置周围。大约一半的孔位于大约流动管道底部的贷道位置周围(即在水平面以下约90度的角度,从每个孔至流动管道横截面最近质心测^)。本发明人再次注释，类似f对液相入口分布器的注释，很多其它具体设计对于本发明^干方面范闺内的氧化剂喷雾器是可行的。例如，多于或少于两个供应管道可以穿过含n:早,，例如，氧化剂喷雾器的供应管道可以被设计来不包括环形部件。例如，可以存在.'个以上的环形部件,且任何环形部件可以具有8条以外的边或者可以具有非对称性边。例如，该设计可以获得优选的压降或者优选的通气质量或者优选的无结垢性质，同时采用不同数量或者尺寸或者布置的管道或出口。例如，该设计可以釆用优选范围内的不同管道有径。例如该设计可以通过采用液体冲洗流来获得无结垢性质。在该实施例中，反应介质以W效稳定速度从反应容器侧部在约14米高度通过内部圆形直径约().076米的壁孔取出。通过采用外部脱气容器(其在实施例6中充分描述)，取出的反应介质被分离进入含有粗制对苯二甲酸和废气的产物浆料中。来自外部脱气容器的分离废气被连接离开反应容器顶部的主要废气流的管道传输。该实施例的CFD建模方法基本上与实施例2和3相NJ,除T这些不NJ之外。空间网孔视需要针对修改的装置进行改变并且在木领域公知，用于分布进入的氧化剂，用于分布进入的可氧化化合物，和用于从下TL以上约14米的反应容器侧壁除去产物桨料。为评估CFI)模型关于对二甲苯反应性示踪剂分布的结果，采用实施例2和3屮相同的方法。B卩，测定液相中对二甲苯反应性示踪剂浓度在各种阈值以上的反应介质的时间平均分数。为方便比较,该实施例结果陈述f上表6。这些结果显不该实施例改善的对二甲苯反应性示踪剂分布实际上引起高于i000ppmw的反应介质量的小幅上升，但是更有害的阈值水平25()()卯mw、l()()()()ppmw和25()()()ppmw得以减少。这些改善是通过例如更卨'进料入口速率以及对二甲苯引入反应介质的改善的垂直、径向和方位角定位和间距来提供。现在关注于整个反应介质中的通气质.S，相等子体积的2000个水平片段的方法用于评价实施例2-4反应介质内通气很差的体积量。在反应介质最低部分开始，即在该实施例下部椭圆头底部，采用理论水平平面将反应介质分为2000个相等子体积。对于每一CFD模型时间增量，在所述2000个相等了体积的每一个中，浆料量和气体量得以测定并且用于计算其中的平均气休滞留量。为考虑工艺以及其CFD模型的随机性质，CFD模型输出通过持续至少约l()()秒的模型时间进行时间平均从而获得在2()()()个相等子体积的每一个中的气体滞留量吋间平均值。—旦测定了2000个相等子体积中每一个的时间平均气体滞留還:，则这些值与木文公开的阈值进行比较。对于每个阈值，对不符合的子体积(即不超过特定阈值的那些)的总数进行计数。下表7显示了对于实施例2和实施例4,时间平均气体滞留量低于10体积％,低于20体积％,和低于30体积％的2000个水平相等体积反应介质片段的数量。实施例4相比f实施例2得到重大改善。表7<table>tableseeoriginaldocumentpage63</column></row><table>在计算实施例2和4的比较中，还值得注意的是，相比于实施例2中，实施例4的对二甲苯进料在反应介质屮的释放较低并且更接近进入的氧化剂物流。实施例5和6实施例5和6是操作实施例，论证根据本发明公开内容，在商业鼓泡塔氧化器中，将通气差的区域最小化，改善将商业纯对二甲苯进料引入的方式以更垂直地、方位角地、和放射状地分散，和降低商业纯对二甲苯进料入口以更接近分子氧最a可得性的位点的重要性。此外，这些实施例论证了从具有提高的桨料出口获得收率利益。存在通常由对二甲苯部分氧化期间的芳环偶合产生的很多不同杂质化合物。其一为4，4'-二羧基芪。该化合物比对苯二甲酸具有高得多的光吸收，且其强烈减少了目标产物的光学透射比。此外，4，4'-二羧棊芪是.j-tj于监控连续氧化质量的适宜杂质，因为其选择性地分配到反应介质同相；因此,在实施例5和6公开的商业鼓泡塔反应容器约循环溶剂物流中通常存在极少量的4,4'-二羧基芪。在实施例5和6中"，4，-二羧基芪浓度的测量是通过采用由合适的参照混合物校准的HPLC-MS的分析方法进行，该混合物含有溶剂和己知量的若千分析物，具体而言包括已知量的4，4，-二羧基芪。该HPLC-MS分析方法记载于以上详细说明部分。实施例5该实施例中采用的鼓泡塔反应器基本上与实施例1和2的反应器机械构型相同。该反应器工艺条件与实施例6可比并且提供了比较基础。操作高度是约25米反应介质。商业纯对二甲苯的进料有效稳定在约8i千克/分钟的速度。滤液溶剂进料有效稳定在约793千克/分钟的速度。其未计量部分，从管道尺寸和压降估计为约2()千克/分钟，作为氧化剂喷雾器的液体冲洗流进料。滤液溶剂的其余量，约773T克/分钟，与商业纯对二甲苯密切混合进料。滤液溶剂和商业纯对二甲苯的混合液相进料物流由此总计为约854千克/分钟。该滤液溶剂来自工厂循环体系，且包括约97重量％以上的乙酸和水。滤液溶剂中催化剂组分浓度使得反应介质液相内的组成为约2158卯mw的钴、约1911卯mw的溴、和约118ppmw的锰。单独冋流溶剂物流作为液滴以约546千克/分钟的W效稳定速度进料到反应介质操作卨l之上的气体脱离区。该回流溶剂包括约99重量％以上的乙酸和水；且回流溶剂来fi没"W苦水平的催化剂组分的单独工厂循环休系。滤液溶剂进料和回流溶剂进料的合并水含^使^反应介质液相内水浓度约5.8重量％。氧化剂是压縮空气，以约352千克Z分忡的心效D定速度进料。反应容器顶部1体中的操作压力稳定在约0.42兆帕表压。反应容器以4^木l:绝热的方式操作，从而反应热提高进入进料的温度并且蒸发大.S进入溶剂。在反应介质中间高度附近测得的操作温度约154.6°C。从反应容器下部椭圆头底部附近以约428千克/分钟的有效稳定速度除去含有粗制对苯二甲酸(CTA)的出n浆料。在该实施例中，不需要的4,4'-二羧基民的产生速度与所需对苯二甲酸产生速度之比通过HPLC-MS在三个单独的浆料产物试样上测量，其为约8,6、9,1和9,2卯腿，从「fi]平均约9.Oppmw。对二甲苯在出口浆料液相中的浓度通过校准的GC在三个单独的浆料产物试样上测量，为约777、539、和618pp!服，从而平均约645ppmw。对甲苯甲醛在出口浆料液相中的浓度通过校准的GC在所述单独的浆料产物试样上测量，为约1055、961、和977ppiw，从而平均约998ppmw。实施例6该实施例的鼓泡塔反应器对应于计算实施例4屮研发的机械构型。该实施例的反应器包括对二甲苯进料入U的高度、速率、数量和间距方面的改进，从而提供对二甲苯进料改进的分布和相对f分了氧改进的分级。其进一步包括反应介质内通气质量的改进,通过采用改进的氧化剂喷雾器，和除去目.对离开反应介质的浆料脱气的高度和方法的改进。对比于实施例5,看出对二甲苯收率的重大改进，且看出杂质产生的重大减少。该实施例的反应器具有改进的机械构型，如CFD模型实施例4所述。操作高度是约25米反应介质。商业纯对二甲苯的进料有效稳定在约81千克/分钟的速度。滤液溶剂与商业纯对二甲苯密切混介以约744千克/分钟的有效稳定速度进料。滤液溶剂和商业纯对二甲苯进料的混合物流山此总计为约825千克/分钟。该滤液溶剂来fi与实施例5屮相同的丁厂循环体系且3"甚本相同的组成。滤液溶剂中催化剂组分浓度使得反应介质液相内的组成为约19恥卯i服的钴、约1693卯mw的溴、和约108ppi服的锰。单独回流溶剂物流作为液滴以约573千克/分钟的有效稳定速度进料到反应介质操作高度之上的气休脱离区。该回流溶剂包括约99屯缺％以....匕的乙酸和水；且回流溶剂来自没有显著水平的催化剂组分的单独工厂循环体系。滤液溶剂进料和回流溶剂进料的合并水含量使得反应介质液相内水浓度约5.7歪一.:％。氧化剂是压縮空气，以约329千克/分钟的有效稳定速度进料。反应容器顶部气体中的操作压力稳定在约0.41兆帕表压。反应容器以基本上绝热的方式操作，从而反应热提高进入进料的温度并且蒸发大量进入溶剂。在反应介质中间高度附近测得的操作温度约153.3°C。反应介质从反应容器侧部在约i4米高度通过内部圆形直径约0.076米的壁孔取出。通过由标称3英寸Schedulel()S管道元件制成的基本上水平的管传输取出的反应介质进入基本上垂直的外部脱气容器侧。外部脱气容器具有约0.315米的内部圆形直径，主要由标称12英寸Schedule1.0S管道构成。外部脱气容器内的水平横截面积由此约0.0779平方米。与此相比，取出反应介质的高度处反应容器内的水平横截面积约4.67平方米。由此,较小与较大水平横截面积之比约().017。外部脱气容器在向下过渡到其直径匹配底部出U流动管道之前，从进入反应介质高度处向K延伸约1.52米。含有粗制对苯二甲酸的基本上脱气的浆料(约'133千克/分钟的有效稳定流速)从外部脱气容器底部离开。由此，在标称i2英寸脱气容器的较低高度中基本上脱气的浆料具有大约().()93米/秒的向下表观速率；且在该出口浆料中没有氧化剂的有害夹带。出口浆料通过由标称3英寸ScheduleIOS管道元件制成的流动管道向上传输以连接下游处理设备。在该实施例中，控制取出的反应介质流速的工具位于离开脱气容器底部的流动中，尽管其它控制位置是可行且有用的。外部脱气容器在从标称1.2英寸的管道尺寸向下过渡到其:有径匹配上部出n流动管道(由标称2英寸Schedule10S管道元件制成)之前,从反应介质进入的高度处向上延伸约14米。从外部脱气容器离开的分离废气被传输通过该标称2英寸管道以加入离开反应容器顶部的主要废气流。在该实施例中，不需要的4，4'-二羧基芪的产生速度与所需对苯二甲酸产生速度之比通过HPLC-MS在三个单独的浆料产物试样上测量，其为约2,3、2,7和3,2ppiw-平均约2.7ppmw。相比于实施例5，这得以明显减少。对二甲苯在离开高位侧部出口的浆料液相中的浓度通过校准的GC在三个单独的浆料产物试样上测量，为约S6、87、和91ppmw-平均约88ppmw。对甲苯甲醛在出n浆料液相屮的浓度通过校准的GC在所述单独的浆料产物试样上测量，为约467、442、和423ppiro-平均约444卯mw。相比于实施例5,这在取出的浆料流体中得到转化率和收率的改善。实施例7-丄0实施例7-10是具体涉及对二甲苯初始分散进入反应介质的计算实施例，但是也论证了本发明其它方面。实施例7该实施例涉及进料蒸发的对二甲苯。在该计算实施例中，对二甲苯在进入反应介质之前受热且蒸发。这有助于对二甲苯的初始分散。其提供放大的进入体积且促进增加的速率。而且，其延缓进入的对二甲苯传递进入主体液相且引起对二甲苯进料更好地与分子氧的气态进料协调地向着反应性液相移动。在该实施例中，鼓泡塔氧化器容器具有垂直、圆柱形本休，内直径2.44米。鼓泡塔氧化器容器从下切线(TL)到....匕TL的卨度为32米。该容器在圆筒顶部和底部配有2:1的椭圆头。操作高度为下TL之上约25米的反应介质。从对二甲苯分离的滤液溶剂进料以18.4千克/秒的速度，通过0.076米圆形直径的通过位于下TL之k4.35米高度处的反应容器壁的进入孔进入。回流溶剂进料速度是约14.3千克/秒，进入反应介质操作高度之上的气体脱离区。压縮空气通过基本上和实施例4与6相同的氧化剂喷雾器的进料速度约9千克/秒。含有约31重量％固体的浆料通过基本上与实施例4和6相同的侧部吸取管腿从反应介质取出。反应介质以上的顶部空间中压力约0.50兆帕表压。反应介质液休部分内的水与钴、溴和锰的含量基本上与实施例4中相同。对二甲苯进料速度是1.84下克Z秒。在释放进入反应介质之前，液相对二甲苯的进料物流被加压，随后在约0.69兆帕表压的压力通过从约40°C的储存温度加热到高达约233E的温度而蒸发。这需要约1.3兆焦耳/秒的热量输入到对二甲苯进料物流。釆用4兆帕蒸汽的换热器用于该用途,但是具有足够温度的任何其它能源将同样符合，包括来自工艺流体的废热。该热量输入代表大约5%的用于对二甲苯转化为对苯二甲酸的反应热。除去该额外热量负荷引起反应介质温度在恒压下上升一定程度，相比f进料对二甲苯液体(参见实施例8)。在反应介质中部高度附近测量的温度约i62t:。仟选地，可降低压力以减少反应介质中部a度附近测量的反应温度到化(rc。蒸发的对二甲苯体积流量约0,084米V秒。该流量在容器下TL以上0,1米高度通过平行连接的3条管道引入反应容器。在该反应容器附近，各管道由标称1.5英寸的管道元件制成且连接到容器壁中相等直径的圆形孔。该3个壁孔以120度水平方位/D彼此间隔定位。各对二甲苯进入物流的表观速率约21.米/秒，且进入的对二甲苯分散在反应介质之内，同时其溶解进入反应性液相，催化剂物质主要存在于此。实施例8该实施例涉及进料部分蒸发的对一甲苯。在该计算实施例中，对一甲苯在引入反应介质之前通过与氧化剂供料混合而部分蒸发。这帮助对二甲苯的初始分散。其提供放大的进入体积且促进增加的速率；且其稀释对二甲苯浓度。而且，其延缓进入的对二甲苯传递进入主体液相且引起对二甲苯进料更好地与分子氧的气态进料协调地向着反应性液相移动。在该实施例屮，鼓泡塔氧化器容器具有垂有、圆柱形本体，内有径2,44米。鼓泡塔氧化器容器从下切线(TL)到上TL的高度为32米。该容器在圆筒顶部和底部配:"2:1的椭圆头。操作高度为下TL之上约25米的反应介质。从对二甲苯分离的滤液溶剂进料以丄8.4千克/秒的速度，通过0.076米圆形直径的通过位于下TL之上4.35米高度处的反应容器壁的进入孔进入。进入反应介质操作高度之--匕的气体脱离区的回流溶剂进料速度是约12.8T"克Z秒。压縮空气通过类似T实施例4与6、但是如下所述进行修改的氧化剂喷雾器的进料速度为约9千克/秒。含有约31革:^%固体的浆料通过基木l:与实施例4和6相同的侧部吸取管腿从反应介质取出。反应介质以上的顶部空间中压力约0.50兆帕表压。反应介质液体部分内的水与钴、溴和锰的含#朵木....匕与实施例4屮相同。对二甲苯进料速度又是1.84千克，'秒。其作为液体流动通过管道至氧化剂喷雾器内部，液体在此f4个位置采用液体喷嘴(如本领域公知)被释放进入压縮空气。任选地，开放型液休管道或气液喷嘴可在液休引入氧化剂喷雾器处采用。作为安全预防，4个温度传感器位于氧化剂喷雾器内。这些温度传感器被连接到警报和保险装置以在检测到卨温吋关闭氧化剂和对二甲苯供应。通过约80。C的压縮空1供应，由T在最终压縮阶段上没有后冷却机的压縮热^并且通过约4(rC的进料对二甲苯，约17革一。。的对二甲苯在氧化剂喷雾器内部盛行的压力下蒸发。剩余液体对二甲苯通过与、ff況fr的两相流中的气体以接近气流的速率被携带进入反应介质。此外，根据本发明一些方面，所述剩余液体帮助从氧化剂喷雾器冲洗任何进入的固体。在反应介质中部高度附近测得的温度大约i60T。既然没有向仟何进料物流加入额外能量，因此这与实施例4和6大致相同。任选地，j土縮空1进料或者对二甲苯进料在氧化剂喷雾器中混合之前可以预热以增加作为蒸气进入反应介质对二甲苯的分数。例如，300千焦/秒的热S输入到对二甲苯将其温度升高到约124"C的温度且增加闪蒸的对二甲苯分数至约33X。例如，600千焦/秒的热量输入到压縮空气将其温度升高到约146。C的温度且增加闪蒸的对二甲苯分数至约54%。在两种情况下加热所需的等级能量比实施例7低。实际上，来自反应介质的废气的废热可以用作热源的全部或者一部分。然『fr]，当将一d的能頃:加入进料时，反应介质的温度将略微上升，于中部高度附近测得的i6(TC和i62t之间在所述压力沉降流休和相的组成。任选地，可调节压力以调节温度。此外，当将一t^的能缺加入进料时，当需要保持固体分数大致恒定时调节进料到反应容器的溶剂量。例如，文施例7和8中回流溶剂流在约12.8和约1.4.3千克/秒之间变化，取决于加入能S的g.从而保持固体大约恒定在31.重量％附近。实施例9该实施例涉及用液体喷射器从反应容器壁进料对二甲苯。在该计算实施例中，对二甲苯液体进料的初始分散通过使用采用液流作为动力的喷射器rfO改善。该实施例的反应器具有与实施例4相同的机械构型和工艺边界条件，具有下述不同。对二甲苯和滤液溶剂的混合液相物流通过相同的标称3英寸流动管道在相同卨度进入通过反应容器壁。然而，不NJT实施例4的内部液相进料分布体系，混合液相进料作为流体喷射器中的运动流体被释放进入反应介质，这在木领域中公知且显示于图26的图解中。喷射器被设计为在运动流体上有0.1兆帕的压差。喷射器的定位和取向为在下TL以上约4.5米高度，流体烟流沿反应容器轴屮心线向上垂.宵地离开。喷出的且和运动液体混合的反应介质体积随时间变化，取决于在喷出入U的鼓泡塔中的随机泡涌情况。然而，时间平均的喷出流大于运动液流，从rfO提供进入的对二甲苯更快速的溶解。随后的混合和化学反应根据鼓泡塔中通常的随机情况出现。实施例l()该实施例涉及用气体和液体喷射器从反应容器壁进料对二甲苯。在该计算实施例中，对二甲苯液体进料的初始分散通过使用采用气流作为动力的喷射器而改善。该实施例的反应器具有与实施例4相同的机械构型和工艺边界条件，具有下述不同。八边形氧化剂喷雾器和液相进料分散系统均被除去。相反，进入的氧化剂物流和对二甲苯与滤液溶剂的混合液相进料通过单独的管道传输到反应容器内部。在此，两种物流在本领域中公知且显不f图27的图解中的流动喷射器入口合并为运动流体。喷射器沿反应容器轴中心线垂直对齐。其定位为出口向下ft位于反应容器下切线以下0.2米。喷射器设讣为在运动流休上有().1兆帕的压差。两个温度传感器位于压縮空气和对二甲苯进料首先合并之处。这些温度传感器被连接到警报和保险装置以在检测到高温时关闭氧化剂和对二甲苯供应。喷出的反应介质体积相比于实施例9得到增加，且进入的对二甲苯的初始稀释进--步改善。此外，具有对二甲苯最高局部浓度的反应介质液相部分相对于具有分子氧最高浓度的气相部分甚至得到更加直接的分级。随后的混合和化学反应根据鼓泡塔中通常的随机情况出现。实施例丄丄-丄3实施例是具体涉及采用来自管道中反应介质的液流来帮助对二甲苯初始分散进入反应介质，但是也论证丫本发明的其它方面。实施例11该实施例涉及釆用反应容器内的流动管道来输送液体以帮助进入的对二甲苯的初始分散。该实施例的反应器具有与实施例4相同的机械构型和工艺边界条件,具有下述不同。参考图24的图解。对二甲苯和滤液溶剂的混合液相物流通过类似于实施例4的标称3英寸流动管道进入通过反应容器壁。然rfn，实施例4的内部液相进料分布体系被除去H.所述混合液流改为释放进入流动管道。流动管道大部分长度，包括其在容器下TL之上丄米处的下末端，的圆形内直径约().15米。流动管道垂直上升到容器下TL之上21米的总卨度。在容器下TL以上20米的高度，流动管道扩张到0.5平方米的内横截面积，NJ吋高度再l:升1米。所述流动管道的k部较大直径部分可以被认为是内部脱气容器，且其实际l:部分地釆用反应容器壁形成。流动管道全部位于反应容器内。在流动管道顶部入口，反应介质极大地消耗对二甲苯和对甲苯甲醛,尽管存在显著浓度的对甲苯甲酸和4-羧棊苯甲醛。进入所述流动管道顶部的反应介质基本上脱气，在所述流动管道内部上产生比反应容器其余部分更密集的介质。流动管道内的浆料向下移动的速度估计约15()千克/秒，在该点流动压降(在所述流动管道全部长度上积分)与内部和外部之间的密度差(在所述流动管道全部长度上积分)达到平衡。在该向下浆料流中，约1()4千克/秒是液体，计为约69重量％。密切混合的对二甲苯和滤液溶剂进料流，共计约20.2丁-克/秒，被引入下TL之上约5米处的所述流动管道。该混合物随后在少于1秒内再向下穿行4米的流动管道(约27个管道直径)，且显著混合。由此对二甲苯在释放进入鼓泡塔中反应介质主要本体之前其浓度有益地减少到约15()00p卯m。随后的混合和化学反应根据鼓泡塔屮通常的随机情况而出现。实施例12该实施例涉及采用反应容器外的流动管道来输送液体以帮助进入的对二甲苯的初始分散。该实施例的反应器具有与实施例ii相同的机械构型和工艺边界条件，具有下述不同，参考图25的图解。除去内部流动管道且用外部流动管道代替。将反应容器连接到外部脱气段的管段具有0,30米的内圆直径并且位T下TL以上20米。外部脱气段的内圆直径1.米且其高度2米。脱气段以下的流动管道内圆直径是0,20米，采用大约同样可得的高位头来允许更人的流动。流动管道具有流动传感器和流动控制阀，以控制流速在所需范围。例如，设置流动控制以允许150千克/秒的浆料传输，估计与经由实施例1.1的内部流动管道出现的相同。对二甲苯和滤液溶剂的混合液相物流在反应容器下TL以上约5米的外部流动管道引入。外部流动管道的出口连接到反应容器底部头。til此，对二甲苯在释放进入鼓泡塔中反应介质主要本休之甜其浓度又有益地减少到约i5000卯mw。随后的混合和化学反应根据鼓泡塔中通常的随机情况而出现。用于后处理的产物浆料是经由支管从脱气段以下且加入对二甲苯和滤液溶剂液相物流处以上的所述流动管道取出，由此避免丫对除去和将浆料脱气的申.独体系的需要。实施例13该实施例涉及采用包括反应容器外部和内部区段的流动管道来输送液体以帮助进入的对二甲苯的初始分散。该计算实施例和实施例12相同，不同之处在f外部流动管道中的第二支管位于反应容器下TL以上约3米，其在对二甲苯和滤液溶剂混合液相物流的加入点以下。第二支管流动管道也具有().2()米的内圆直径。单独的流动控制阔位于第二支管流动管道中，W次调控流动。支管流动管道渗透穿过下TL之上3米的反应容器侧壁，且支管流动管道在反应容器壁内延伸().4米。由此，该支管管道包括反应容器外部和内部的区段。流体可通过底部-头部管道出口或者侧壁-内部管道出口之--或二者并且以任意比例引入反应容器。己经具体参考本发明优选实施方式详细描述了本发明，但是应当理解到在本发明精神和范围内nj以发生各种变化和改变。权利要求一种方法，其包括(a)将含有分子氧的氧化剂物流引入鼓泡塔反应器的反应区内；(b)将含有可氧化化合物的进料物流引入所述反应区内，其中至少一部分所述反应区由所述反应器的一个或多个直立侧壁限定，其中至少约25重量％的所述可氧化化合物在从所述直立侧壁向内间隔至少0.05D的一个或多个位置进入所述反应区，其中所述反应区具有最大直径D；和(c)氧化含于所述反应区中多相反应介质的液相中的至少一部分所述可氧化化合物。2.权利要求i的方法，其中至少约50重量％的所述可氧化化合物在从所述直立侧壁向内间隔至少().()51)的一个或多个位置进入所述反应区。3.权利耍求1的方法，其中所述反应介质具有最大宽度w，其中至少约50重量X的所述可氧化化合物在所述分子氧进入所述反应区的最低位置处的约2.5w内进入所述反应区。4.权利要求l的方法，其屮所述可氧化化合物￡》族化合物。5.权利要求1的方法，其中所述可氧化化合物是对二甲苯。6.权利要求l的方法其中所述氧化引起至少约1()重量％的所述可氧化化合物在所述反应介质中形成固休。7.权利要求1的方法，其中所述氧化在含有钴、溴和锰的催化剂体系的存在下进行。8..'种方法，其包括(a)将含有分子氧的氧化剂物流引入鼓泡塔反应器的反应区内；(b)将含有对二甲苯的进料物流经由多个进料开口引入所述反应区内，其中所述反应介质具有最大.宵径D，其屮至少两个所述进料开n彼此间隔至少约0,5D;禾口(c)氧化所述反应区中所述多相反应介质的液相中的至少-一部分所述对二甲苯。9,权利要求8的方法，其中至少约30重量％的所述对二甲苯在所述分了氧进入所述反应区的最低位置处的约i.5D内进入所述反应区。10.权利要求8的方法，其中至少两个所述进料开口彼此垂直间隔至少约1.5d。11.权利耍求8的方法，其中至少-,;分所述反应区由所述反应器的.'个或多个直立侧壁限定，其中至少约25虽欤％的所述对二甲苯在从所述直立侧壁向内间隔至少0.051)的--个或多个位置进入所述反应区。12.权利要求ll的方法，其屮至少约50革:量％的所述对二甲苯在从所述.宵立侧埤向内间隔至少0.05D的一个或多个位置进入所述反应区。13.权利要求8的方法，其中所述反应介质具有最大高度H，最大宽度W，和约7:卜约25:丄的h:w比。全文摘要本发明涉及优化的液相氧化方法。本发明公开了用于更有效和更经济地进行可氧化化合物的液相氧化的优化方法和装置。该液相氧化在鼓泡塔反应器中进行，该反应器在相对低的温度下提供了高效的反应。当氧化的化合物为对-二甲苯且氧化反应的产物为粗制对苯二甲酸(CTA)时，该CTA产物可以通过相对于如果采用常规高温氧化方法来形成CTA时可以采用的技术更经济的技术来纯化和分离。文档编号C07C63/26GK101693655SQ20091020502公开日2010年4月14日申请日期2005年8月29日优先权日2004年9月2日发明者A·G·万德斯,H·W·小詹金斯,L·R·帕丁,M·德弗里德,P·古普塔,W·S·施特拉泽申请人:伊士曼化工公司;