采用自供燃料氧化性分解制备二羧酸的制作方法

专利名称：采用自供燃料氧化性分解制备二羧酸的制作方法
采用自供燃料氧化性分解制备二羧酸
背景技术：
已知通过使反应废气通过至少一个冷却、吸收和/或蒸馏装置以产生液化的回收溶剂而从该反应废气中回收主要量的汽化溶剂。通常希望使从反应废气中回收含有至少一个烃基键的汽化化合物(本文中称作“烃基化合物”、“挥发性有机化合物”和“V0C”)最大化。已知使用至少一个蒸馏装置从回收的溶剂中去除过量的水，所述的水由于PX的部分氧化而大量共产生。已知有多种使用源自部分氧化PX的能量用于运行蒸馏装置所需要的至少一部分能量输入的设计。术语“TPA生成水”在本文定义为每千克商业纯PX进料0. 340千克水。根据化学计量式pX+302产生TPA+2H20，其来自于由pX形成TPA的预期反应。尽管商业纯pX内存在少量杂质并且少量PX氧化不足和/或过度氧化，但是现代制造设施产生了包含极低量杂质的商业纯PX并将这种进料以极高产率转化成粗制和/或精制的TPA。优选地，基于商业纯PX进料的质量除以分子量106. 16克/摩尔，粗制和/或精制的TPA固体产物的总产率是至少约96或97、或98或99摩尔百分数。优选地，该商业纯pX进料包含至少约0. 990、 或0. 995,0. 997、或0. 998质量分数的pX。还已知有与回收汽化溶剂进行各种组合的从部分废气中回收能量(包括热能和机械轴功)。一种用于能量回收的已知方法是使用至少一部分的废气使工作流体例如水或戊烷沸腾以产生蒸气。这种蒸气用来将热传输至另一用户，或该蒸气减压通过膨胀机(一般是涡轮膨胀机)以产生轴功输出。来自涡轮膨胀机的能量回收可以直接转化成机械功， 如驱动供气压缩机或其他运动机器，或通过驱动连接至电力分配和消费网络的旋转式发电机来转化成电力。另一种用于能量回收的已知方法是使至少一部分包含双氮的废气通过涡轮膨胀机。来自涡轮膨胀机的能量回收可以直接转化成机械功，如驱动供气压缩机或其他运动机器，或通过驱动连接至电力分配和消费网络的旋转式发电机来转化成电力。还已知有将废气中大部分的蒸汽形式水输送至热氧化性分解装置(thermal oxidative destruction, TOD)，在所述装置中将有害气体和VOC污染物，例如一氧化碳、乙酸、乙酸甲酯、对二甲苯和甲基溴转化成环境可接受的排放物，例如水蒸汽和二氧化碳。某些常规系统公开了从对二甲苯氧化反应器中排出蒸汽形式的“反应水”至用于除去有害污染物的热分解装置中。

发明内容
本发明人已经发现现有技术中未构思的优选实施方式。本发明的实施方式可以提供从某些氧化反应介质的反应废气中回收更多量的轴功率，无论是用于发电机或直接用于机械用途；和/或排出甚至比TPA生成水更多量的水蒸汽；和/或自维持(自供燃料)式 T0D。本发明的某些施方式甚至可以提供有效不产生液态废水的pX-至-TPA-至-PET联合设施。
在优选的实施方式中，本发明包括将基本上所有的氧化反应废气，包括含有pX进料和间二甲苯(mX)进料的初级和次级氧化反应器源，通过共享的溶剂回收蒸馏系统，随后通过过加热工序，然后通过包含级间加热以产生更多量轴功的2级涡轮膨胀机。这种配置允许输出超过工艺空气压缩机以及工艺液体和浆料泵的消费量的电力。来自涡轮膨胀机加热器中的冷凝物的闪蒸气被用于TPA工艺的另一部分中。在该涡轮膨胀机后，部分水蒸汽从氧化反应废气中被冷凝出来以提供用于各种工艺用途的液态水；并且其余量的水蒸汽剩余在废气中，该废气被送至TOD装置。任选地，使用直接燃料燃烧而非蒸气加热来加热废气以在涡轮膨胀机内产生过热。任选地，涡轮膨胀机的出口压力因在废气通过冷凝器装置和液体分离装置后再压缩该废气而降低。另外，以下实施方式对于本发明方法的其他方面是优选的·优选足够的可燃烧燃料值留在废气中，从而在TOD、优选蓄热式热氧化器(RTO) 中废气的环境削减是基本上自加热的，更优选彻底自加热的，无需添加在反应废气中不存在的燃料。甚至更优选是大量的这种可燃烧燃料值来自乙酸甲酯(MeOAc)，其是在乙酸中氧化PX的已知副产物。本发明人已经发现如何保持足够低地生成乙酸甲酯，从而与添加购买的燃料至RTO相比，分离乙酸甲酯和通过水解回收乙酸内容物的大量资本和运行成本不是合理的。 冷凝水经常由提供环境空气至TPA氧化反应器的压缩系统中的环境水蒸汽形成，并且这种水潜在地被润滑剂和密封流体污染。优选允许这种冷凝的环境进入TPA工艺液体，例如作为洗涤器用水、淬冷水、回流水，或用作公用水，例如作为冷却塔补充水，而非直接送至液态废水处理设施。 在移除和/或热分解废气中的VOC后，许多场所需要在将废气释放至环境之前从该处理的废气中除去溴化氢。这种洗涤气过程经常通过水洗涤液洗涤以产生溴盐来进行，例如，使用氢氧化钠和亚硫酸氢钠的水溶液来洗涤并产生溴化钠。本发明人已经发现为控制这种洗涤器水中溶解的固体含量所用的卸料水有利地用作公用水，例如，冷却塔补充水，而非形成液态废水。· PET工艺还产生来自PET生成反应的水，并且这种水经常被各种VOC化合物(例如乙二醇、乙醛和多种二氧戊环)污染。优选来自PET工艺的至少部分污染的水连同来自临近TPA设施的TPA生成水一起在共享的共用设施中处理。优选地，来自PET生成反应的所述污染水以排出所述PET设施的蒸汽形式留待处理，或者使用至少一部分来自所述临近 TPA设施的热能将该污染水转化成蒸汽形式。更优选地，来自PET生成反应的水连同TPA生成水一起在共享、共同的TOD设施中处理。单独或以多种组合，本文中公开的发明可以提供pX-至-TPA设施，该设施对于每单位TPA产量产生很少，甚至为零的需要环保处理的液态废水。另外，本发明可以提供 PX-至-TPA-至-PET设施，该设施相对于每单位PET产量产生很少，甚至为零的需要环保处理的液态废水。


图1显示本发明的示例性实施方式。优选实施方式
本发明可以与关于将pX转化成TPA的优选初级氧化反应介质、方法和装置的US 2007(^93699和US 20060047158所公开的内容相组合(所述专利文献的完整公开内容在此通过引用的方式并入本文)。这些参考文献的公开内容包含用于初级氧化的众多优选的机械特征和工艺条件，其中该工艺条件特别地包括温度及其变化率、压力及其变化率、流量、 组成及其变化率、搅拌、以及停留时间和分布。本文中用语“可氧化的化合物”、“溶剂”、“氧化剂”、“反应介质”和“烃基”依据以上参考文献。当至少一部分来自次级氧化反应介质的废气与至少一部分来自初级氧化反应介质的废气在溶剂回收和/或脱水装置中处理之前合并时，本发明是更优选的。次级反应介质是从上游氧化反应器接受其芳香族底物进料的介质，该介质可以是初级氧化反应介质和 /或另一种次级反应介质。参见US 20070155985和US 20070208191对于进入的液相芳香族底物的深度反应附近所优化的次级氧化反应器的描述，包括针对多种成本所权衡的在包含温度、压力、流量、组成、搅拌和停留时间与分布所选择工艺范围内的操作优点，特别是包括底物、产物和溶剂的过度氧化。在本文中，这种类型的次级氧化反应器称作为“后氧化反应器”。另参见US 20070208190和US 20070219393关于进入的固相芳香族底物的深度反应附近所优化的次级氧化反应器的描述，包括针对各种成本所权衡的在包含温度、压力、流量、组成、搅拌、以及停留时间与分布所选择工艺范围内的操作优点，特别是包括底物、产物和溶剂的过度氧化。在本文中，这种类型的次级氧化反应器称作为“消化反应器”。当通过燃烧(氧化燃烧)基本上包含烃基键的化合物(燃料)有意地产生功率、 尤其是轴功率时，经常促使该燃烧的温度如机理上实际可行的那样高，以根据已知的热动力学原理使功率回收最大化。另一方面，当实施催化部分氧化以形成化学产物时，正常地设置反应介质的温度和压力以控制所得的产率、转化率和产物纯度。本发明的催化氧化是足够迅速的，从而需要高度小心以维持溶解的双氧的合适液相浓度，并且这促使优选更高的体系压力以提供气相双氧的更高分压。即便存在用于能量回收的更高温度和用于TPA产物纯度的更高压力的这些总体偏好性，本发明人已经发现按以下的适中压力和温度操作至少一部分初级氧化反应介质是优选的，甚至在回收提高量的轴功率时，以及甚至在排出更多量的蒸汽形式的废水时。优选以小于约12、10、8、7巴绝对压力操作至少一部分初级氧化反应介质。优选以至少约2、或3、 或4、或5巴绝对压力操作至少一部分初级氧化反应介质。优选以小于约200°C、或190、或 180、或170°C温度操作至少一部分初级氧化反应介质。优选以至少约120°C、或130、或140、 或150°C或155°C或160°C温度操作至少一部分初级氧化反应介质。本发明人已经发现可能在废气出口处从反应介质产生最大体积和质量的蒸气是优选的，同时满足如获得优选的反应温度和压力所需要的能量平衡。不合乎需要地，产生更大量的蒸气增加了从离开反应介质的废气中分离液体和固体的困难。不合乎需要地，废气中的这种增加扩大了处理反应废气的管道及设备的直径和体积；这特别地包括溶剂回收和/或脱水装置。不合乎需要地，本发明的氧化反应介质产生如下废气，该废气极有腐蚀性以至于需要经常包含钛的非常昂贵的结构材料。不合乎需要地，在溶剂回收和/或脱水装置(其中回收溶剂中主要的烃基部分)中处理期间，离开反应介质的增加的蒸气流在质量和体积方面均大大减低。然而，本发明人已经发现反应废气中形成的增加量的溶剂蒸气可以部分地维持为基本上包含水、离开溶剂回收和/或脱水装置并进入废气涡轮膨胀机的增加量的蒸气，从而经常提供轴能量回
6收方面的总体经济优势，其令人惊讶地超过其他运行成本增加和资本成本增加。在本发明的实施方式中，基于烃基贫化的废气流，从溶剂回收塔产生的烃基贫化的废气包含至少10、 或15、或20、或30、或35、或40、或45、或50wt%水蒸汽。在本发明的另一个实施方式中，基于烃基贫化的废气流，从溶剂回收塔产生的烃基贫化的废气包含小于4、或3、或2、或乙酸。反应废气中的蒸气化合物包含水蒸汽和V0C。反应废气中的不冷凝性气态化合物包含分子氮、分子氧、一氧化碳、二氧化碳和分子氢。采用本发明的多个方面，本发明人已经发现以反应废气中如下的增加量的蒸气化合物运行PX部分氧化工艺是可能和优选的。优选在反应废气中的蒸气化合物是每千克反应废气至少约0. 67、或0. 72、或0. 75、或0. 77千克。优选在反应废气中的蒸气化合物是每千克进料至相应氧化反应介质的PX至少约12. 4、 或13. 2、或13. 8、或14. 2千克。为实现反应废气中如此巨大量的蒸气，本发明人已经发现极大地抑制环境损失以及跨过导热隔绝性界面将源自本发明氧化反应介质的热量有意地移出是优选的，即便这种氧化反应是高度放热的且需要大量冷却。隔热是优选的，从而含有至少一部分氧化反应介质的容器和/或管道的至少约70、或90、或95、或99%的暴露的环境表面积覆盖有厚度至少约0. 01、或0. 02、或0. 04、或0. 08米的保温材料。优选通过含有至少一部分氧化反应介质的容器和/或管道的暴露的环境表面积的热能损失小于每千克进料至相应氧化反应介质的PX约40、或20、或10、或5瓦特。优选限制由公用冷却流体(例如水和空气)经导热隔绝性热交换界面对至少一部分氧化反应介质的冷却，从而热能移出相对于每千克进料至相应氧化反应介质的PX小于约100、或10、或0. 1、或0. 01瓦特。为实现反应废气中如此巨大量的蒸气，本发明人已经进一步发现，优选进料至氧化反应介质的进料如实际可行的那样热，即便这种氧化反应是高度放热的且需要大量冷却。优选进料至少一个氧化反应介质的氧化剂进料是压缩空气，其中离开压缩末级后使冷却作用最小化。优选该压缩空气的至少约50、或70、或90、或99%质量以至少约60、70、80、 90 V温度抵达氧化反应介质。优选该压缩空气的至少约50、或70、或90、或99 %质量以至少约相应于空气压缩机排气温度减去40、或20、或10、或5°C的温度抵达氧化反应介质。隔热是优选的，从而用于输送所述压缩空气的管道、容器和控制机构的至少约70、或90、或95、 或99%暴露的环境表面积覆盖有厚度至少约0. 005、或0. 01、或0. 02、或0. 04米的保温材料。优选的是，在至少一个溶剂回收和/或脱水装置中从反应废气回收溶剂，随后以高于环境温度且接近反应介质温度的温度返回至相应的氧化反应介质。即，优选将烃基化合物从反应废气中冷凝，适当地脱水并返回至反应介质，而不比反应废气冷得多。更优选地，以经过导热隔绝性热交换界面的有限量的热能输入提供这种热的回收溶剂。如本文其他处公开，通过适当地限制该溶剂回收和/或脱水装置中所移出热能的量实现该结果。优选将至少约40、或60、或80、或90重量百分数的所述回收溶剂以小于约200、或190、或180、 或170°C温度供应至氧化反应介质，因为优选不将热能传输至处于比初级氧化反应介质温度更高的温度上的回收溶剂。优选将至少约40、或60、或80、或90重量百分数的所述回收溶剂以至少约反应废气温度扣减小于约80、或40、或20、或10°C的温度供应至氧化反应介质。优选将至少约40、或60、或80、或90重量百分数的所述回收溶剂以至少约60、或90、或120、或140°C温度供应至氧化反应介质。优选抵达溶剂回收和/或脱水装置的至少约 40、或80、或90、或98%的净热能输入直接来自反应废气的进入流，而没有经过导热隔绝性热交换界面的热能传输。优选至少约40、或60、或80、或90重量百分数的所述回收溶剂以至少约相应的反应废气温度扣减小于约80、或40、或20、或10°C的温度离开溶剂回收和/ 或脱水装置，同时在其中利用经过导热隔绝的热交换界面的每千克回收溶剂小于约100、或 30、或10、或3千卡的热能输入进行处理，并且进入相应的反应介质，其中所述反应介质具有经过导热隔绝的热交换界面的每千克回收溶剂小于约100、或30、或10、或3千卡的热能输入。隔热是优选的，从而含有至少一部分回收溶剂的容器和/或管道的至少约70、或90、 或95、或99%暴露的环境表面积覆盖以至少约0. 01、或0. 02、或0. 04、或0. 08米厚度的保温材料。优选将从固体TPA的过滤和洗涤过程中回收的滤液溶剂返回至具有升高温度的氧化反应介质，其中所述的升高温度由经过导热隔绝性热交换界面的热能传输提供。滤液溶剂是源于机械分离和/或洗涤来自浆料的固体TPA的溶剂。用于获得滤液溶剂的一种手段是通过过滤领域中已知的任意装置过滤和洗涤TPA浆料，但是本领域已知的全部其他机械分离法由本发明人构思用于产生滤液溶剂；例如，重力沉降法、离心分离机、水力旋流器等。在返回至氧化反应介质之前，优选冷却至少约40、或60、或70、或80重量百分数的所述滤液溶剂至小于约100、或80、或70、或60°C的温度。这有效地降低TPA在浆料中的溶解度，并且它有效地降低滤液溶剂的腐蚀性，从而较不昂贵的结构材料可以用于包含滤液溶剂储存和处理的管道、容器、泵和其他设备与控制机构。对于所述冷却的滤液溶剂适用的结构材料包括多种具有适中耐蚀性的金属和合金，如不锈钢或双炼钢，作为钛和其他更昂贵的高度耐蚀性金属和合金的替代品。然而，更优选将至少约40、或60、或70、或80重量百分数的该滤液溶剂以至少约 60、或90、或120、或140°C的入口温度提供至氧化反应介质。优选在送入氧化反应介质中之前，使用太阳能、来自废气的热能和/或来自在小于约60、或20、或8、或4巴绝对压力下冷凝的蒸气中的热能来加热约40、或60、或70、或80重量百分数的所述滤液溶剂至少约10、 或20、或40、或60°C。优选经过导热隔绝性热交换界面传输这种热能至滤液溶剂中。优选将pX以升高温度进料至氧化反应介质。优选将至少约40、或60、或70、或80 重量百分数的所述PX进料以至少约60、或90、或120、或140°C入口温度提供给反应介质。 优选在送至氧化反应介质中之前，使用太阳能、来自废气的热能和/或来自在小于约60、或 20、或8、或4绝压的压力下冷凝的蒸气中的热能来加热约40、或60、或70、或80重量百分数所述PX高于散装储存和/或环境温度至少约10、或20、或40、或60°C。优选经过导热隔绝性热交换界面传输这种热能至PX中。各自或组合地，压缩空气、回收溶剂、滤液溶剂和/或pX的更热进料温度需要供应增加的液体流量至氧化反应器中，以维持其能量平衡来实现优选的运行温度和压力。在更热进料的情况下，更多的反应热作为溶剂汽化潜热移出，而非合理地加热进料，并且增加量的液体溶剂进料作为反应废气中的溶剂蒸气离开氧化反应器。不合乎需要地，供应增加量的液体溶剂进料需要更昂贵的泵、管道和控制机构，连同增加量的泵送功率。为压缩环境空气，通过省略后冷却器升高供应温度经常增加进入氧化过程的水蒸汽的量，除非提供不同于冷却的干燥装置。这种增加的水必须最终予以分离并连同TPA生成水一起从氧化过程排出，以维持想要的溶剂组成。另外，当最终排出这种增加的水(无论作为蒸汽或液体或固体)时，经常同时损失一些购买的含碳物质，并且根据现有技术最终产生增加的废水载量。因而，压缩的环境空气中这种额外进入的水蒸汽可以视为极不想要的，因其导致潜在的碳损失和废水增加。然而，通过使用本文其他地所公开的发明以排出增加量的水作为蒸汽并使用有限的共存量的VOC作为TOD中的燃烧燃料，本发明人已经发现将所选择量的水蒸汽留在压缩的环境空气中的积极净益处，其中所述压缩的环境空气用于氧化剂进料。因此，优选至少约 70、或80、或90、或95重量百分数的抵达本发明至少一种氧化反应介质的氧化剂进料包含每千克进料至相应的氧化反应介质的PX至少约0. 01、或0. 03、或0. 04、或0. 05千克水，并且每千克进料至相应的氧化反应介质的PX小于约0. 12、或0. 10、或0. 08、或0. 07千克水。在离开氧化反应介质、更优选初级氧化反应介质后，优选使用至少一部分的废气来利用一个或多个涡轮膨胀机装置产生某个量的轴功。涡轮膨胀机装置，或仅仅涡轮膨胀机，是串联安置的一个或多个涡轮膨胀机工序，其任选地具有一个或多个级间加热装置。在其他工艺步骤之前离开涡轮膨胀机最低压力级的废气在此称作涡轮膨胀机废气。优选安排至少一个涡轮膨胀机工序，从而该工序以机械方式与从环境空气供应氧化剂的至少一个压缩工序连接。这种连接方便地由转动的机械轴和/或变速箱提供。为了使轴功率最大化，希望使来自进入涡轮膨胀机之前的废气的压力和热能的损失最小化。然而，为了回收溶剂并移出溶剂回收和/或脱水装置中适宜量的水，对压力和温度能量消耗存在竞争性需求。另外，在对涡轮膨胀机装置出口为优选的降低压力下，因废气的体积变得极大，溶剂回收和/或脱水装置的资本成本要求大大增加。如本文中所公开，本发明人已经发现这样的特征组合，其能够针对涡轮膨胀机装置中来自废气的轴功率回收而补偿溶剂回收和/或脱水装置中来自反应废气的压力和温度能量的消耗量。本文其他处包括关于所优选溶剂回收和/或脱水装置的发现和能够公开内容。在继续描述它们之前，公开了与涡轮膨胀机装置有关的优选方面。讨论与抵达涡轮膨胀机工序的入口流量有关的优选压力范围。优选在离开溶剂回收和/或脱水装置的废气出口处的压力降低小于约2、或1、或0. 5、或0. 2巴静压力，其中从反应废气在反应介质的上表面附近形成之处来评价所述的静压力。优选的是贯穿提供热能至溶剂回收和/或脱水装置出口与涡轮膨胀机入口之间废气的任选加热装置的摩擦性流动压力损失小于约32，000、或16，000、或8，000、或4，000帕斯卡。优选在抵达第一涡轮膨胀机工序的入口处的压力降低小于约2、或1、或0. 5、或0. 2巴静压力，其中从反应废气在反应介质的上表面附近形成之处来评价所述的静压力。优选在抵达至少一个涡轮膨胀机工序的入口处的压力是至少约2、或3、或4、或5绝压。优选在抵达第一涡轮膨胀机工序的入口处的压力小于约12、或10、或8、或7绝压。优选任意级间管道和工艺工序(如热交换装置)中的在涡轮膨胀机首级入口与末级出口之间总计的摩擦流压损失小于约64，000、或 32，000 或 16，000、或 8，000 帕斯卡。虽然希望使离开溶剂回收和/或脱水装置的废气出口至涡轮膨胀机入口的距离最小化以使热能透过绝缘材料的损失和因流动摩擦损失所致的压力损失最小化，本发明人已经发现优选的是从周围水平向上测量距涡轮膨胀机小于约40、或30、或20、或10米范围内安置该废气入口。由于离开溶剂回收和/或脱水装置的废气的高程可以是水面上方大于 50米，这使得涡轮膨胀机入口处废气在静压头至静压力的再转化率最大化。为更多地回收轴功率，优选使涡轮膨胀机上的背压最小化。降低的背压有助于通过使解压缩比和离去气体的体积最大化而使得涡轮膨胀机的轴功率回收最大化。然而，本发明的涡轮膨胀机废气具有其他的竞争性需求。最低限度地，在释放至周围环境之前，必须为流过管道、控制机构和多种设备(经常包含冷凝装置和环境处理装置)的流体提供压力。 产生较低压力的涡轮膨胀机废气造成这些下游工艺中设计和资本成本的巨大难题。涡轮膨胀机废气的更大压力表明易于冷凝优选量的水和V0C，尤其在优选冷凝膨胀机废气中(基本上)“全部”水蒸汽的那些工艺设计中。在较低压力的情况下，使用具有近环境温度的公用冷却流体，从涡轮膨胀机废气中冷凝适当比例的水蒸汽和VOC是难以或不可能实现的， 并且对于如此庞大的热负荷，不希望公用冷却流体降温。此外，如果更多压力保持于涡轮膨胀机废气中，则所需要的热交换装置物理尺寸减小，这归因于改良的热交换系数、不同于任意给定公用冷却流体供应温度的改良温度和控制该热交换装置内部的速度、压力降及流量分布。甚至在冷凝大部分或甚至主要的水蒸汽和VOC后，涡轮膨胀机废气的较低压力继续意味着其他下游管道、控制机构和设备的更大尺寸。进一步地，一些工艺设计优选使用膨胀机废气或冷凝器废气来输送TPA产物粉末，并且这可能造成对涡轮膨胀机背压增加的另一种需求。根据本发明的一个方面，本发明人已经发现所公开的废气管道、控制机构、热交换器装置、TOD装置和洗涤装置设计使废气涡轮膨胀机的出口处采用如下优选的压力条件。优选涡轮膨胀机废气的压力小于约0.9、或0.6、或0.4、或0.3表巴(bar gauge) 0优选在释放至周围环境之前，涡轮膨胀机废气的压力是至少约0. 05、或0. 10、或0. 15、或0. 20巴，就这个方面而言，提供足够压能以使涡轮膨胀机废气流经所公开的管道、控制机构和设备，并且包含废气冷凝器、冷凝物除霜和除霜、TOD和洗涤器，同时不包含再压缩工序。根据本发明的另一个方面，优选通过使如上的下游压力用损(downstream pressure usage)最小化并且还通过提供位于冷凝器热交换装置之后的废气再压缩工序进一步使涡轮膨胀机背压最小化，在所述冷凝器热交换装置中至少约10、或20、或40、或80重量百分数的存在于涡轮膨胀机废气中的水蒸汽作为液态水移出。本发明人已经发现，甚至当根据本发明排放水蒸汽至周围环境时，从本发明废气中高效移出水蒸汽使得剩余废气的再压缩工序成为可能，其中所述的再压缩工序有效地需要比因上游涡轮膨胀机中更大解压缩提供的功率增加更少的功率。此外，更优选在废气冷凝器装置和再压缩装置的入口之间安置分离装置。(对于冷凝器废气和分离废气的公开内容和设计，见本文其他处)。当使用废气再压缩时，优选的是将冷凝器废气、更优选地将分离废气再压缩至少约0. 05、或0. 1、 或0. 2、或0. 3巴。当使用废气再压缩时，优选的是将冷凝器废气、更优选地将分离废气再压缩小于约0. 9、或0. 8、或0. 7、或0. 6巴。当使用废气再压缩时，优选的是离开涡轮膨胀机最低压力级的废气的压力小于约0. 3、或0. 2、或0. 1、或0. 0表巴。当使用废气再压缩时， 优选离开涡轮膨胀机最低压力级的废气的压力是至少约-0. 9、或-0. 6、或-0. 4、或-0. 3表巴。当使用废气再压缩时，优选安排至少一个再压缩工序，从而该再压缩工序以机械方式与从环境空气供应氧化剂的至少一个涡轮膨胀机工序和/或至少一个压缩工序连接。这种连接方便地由转动的机械轴和/或变速箱提供。
现在讨论涡轮膨胀机装置废气入口的优选温度，或如果任选地提供，废气预加热装置入口处的优选温度，其中所述的废气预加热装置安置在溶剂回收和/或脱水装置之后和该涡轮膨胀机装置之前。优选在任意废气预加热装置之前评价的第一涡轮膨胀机工序入口处的温度是至少约110、或120、或130、或135°C，其中所述的废气预加热装置任选地安置在第一涡轮膨胀机装置之前。优选在任意废气预加热装置之前评价的第一涡轮膨胀机工序入口处的温度小于约190、或175、或165、或155°C，其中所述的废气预加热装置安置在第一涡轮膨胀机装置之前。优选从靠近反应介质的上表面形成反应废气之处至废气进入第一涡轮膨胀机装置之处所评价的温度降低小于约50、或40、或30、或25°C，其中在先于第一涡轮膨胀机装置任选安置的任意废气预加热装置之前评价所述的温度降低。虽然在工作流体的露点处或以下运行的冷凝用涡轮膨胀机是本领域熟知的，但是当所述结构材料在太接近于废气露点运行的涡轮膨胀机中使用时，本发明废气中的某些成分对于许多结构材料造成过量侵蚀和腐蚀。认为腐蚀性成分包含羧酸和/或溴连同水和/ 或双氧。因此，优选以至少一个涡轮膨胀机级的出口处高于废气局部露点温度至少约5、或 10、或20、或25°C的温度下运行。更优选地，在涡轮膨胀机全部级的出口处维持距露点的这些温度间距。通过多种手段实现这样的温度，所述手段包括限制涡轮膨胀机的机械效率、添加热能至溶剂回收和/或脱水装置出口与涡轮膨胀机出口之间的废气，和/或限制通过涡轮膨胀机的压力降低。然而，一旦充分地避开露点，本发明人已经发现就运行本发明的资本成本和运行成本而言，涡轮膨胀机废气中的太多过热往往是不希望的。因此，优选以至少一个涡轮膨胀机级的出口处和废气冷凝器入口处高于局部露点少于约150、或120、或90、或60°C的温度下运行。效率更低的涡轮膨胀机需要更少添加的热能以确保涡轮膨胀机出口温度处于优选的露点范围内。当更少的焓从工作流体移出并转化成机械功率时，离开涡轮膨胀机的出口温度是内在更热的。取决于热式加热(thermal heat)的相对成本和电力成本，改进涡轮机的机械效率可能有损或有益于优化的成本。本发明人已经发现当所输送热能的单位成本小于以相同单位表述的电力成本约0. 3倍时，则优选使涡轮膨胀机的机械效率最大化并使用额外的热能输入以获得膨胀机出口处想要的露点范围。这比发电功率循环更低效，后者可以实现例如至少约0. 5的机械能输出对热能输入比，从而与实现的轴功相比，对废气使用热能输入似乎是不明智的。然而，露点规避问题意味着递增的热能输入可以与膨胀机的改良效率和/或其中增加的解压缩耦合以实现能量回收的显著整体改进。因而，优选本发明中所用的涡轮膨胀机的机械效率是通过废气工作流体的理想等熵膨胀可能实现的最大轴功输出的至少约65、或75、或80、或85%。为了增加来自涡轮膨胀机的机械功率输出，尤其关于维持出口温度在相对于露点的优选范围内，同时使用高效率涡轮膨胀机而言，优选在离开溶剂回收和/或脱水装置和进入涡轮膨胀机之间和/或在多级涡轮膨胀机的级间位置处提供以下量的热能至废气中 每千克进料至相应的氧化反应介质的PX至少约100、或200、或300、或350瓦特；每千克进料至相应的氧化反应介质的PX小于约1，000、或800、或600、或500瓦特；每千克涡轮膨胀机废气至少约10、或20、或30、或40瓦特；每千克涡轮膨胀机废气小于约100、或90、或80、或70瓦特；废气温度因热能输入上升至少约10、或20、或40、或60°C;和废气温度因热能输入上升小于约250、或200、或150、或IOO0C。
此类量的热能由包含导热隔绝性热交换界面、优选地包含如本领域已知的多种耐腐蚀金属和金属合金的热交换装置供应。优选地，该热能由热的工作流体、更优选地由冷凝形成一部分液态水冷凝物的蒸气供应。另外，本发明人公开了优选从废气热交换装置内所形成冷凝物中形成的至少一部分较低压力的闪蒸气并且在TPA生产工艺中其他地方的至少一个热交换装置中使用至少一部分该闪蒸气，例如，加热一部分二甲苯、回收溶剂、滤液溶剂、TPA固体和/或废气。任选地，通过用双氧氧化燃料并且直接将所得的热的反应产物合并到废气中而供应这样量的热能。在离开溶剂回收和/或脱水装置与进入涡轮膨胀机之间的位置和/或在多级涡轮膨胀机的级间位置处供给所述热的反应产物。优选地，该燃料包含烃基键。更优选地，该燃料包含醇、乙酸酯和/或烃。仍更优选地，，该燃料主要包含甲醇、乙醇、甲烷、丙烷、丁烷和/或燃料油。最优选地，该燃料包含至少约50、或70、或90、或95重量百分数的甲烷。优选地，提供一部分压缩的环境空气用于氧化该燃料，因为来自溶剂回收和/或脱水装置的废气经常相对地匮乏双氧并富含水蒸汽。更优选地，从压缩的环境空气提供至少约50、或70、或90、或100重量百分数的化学计量学量的双氧，其中将所述压缩的环境空气供给至所述燃料的氧化反应区。化学计量学量的双氧是将供应的燃料完全转化成水和二氧化碳所需要的最小量。仍更优选地，从压缩的环境空气提供小于至少约300、或200、或 150、或120重量百分数的化学计量学量的双氧，其中将所述压缩的环境空气供给至所述燃料的氧化反应区。优选地，氧化该燃料的峰值温度是至少约300、或400、或600、或800°C。 优选地，不使用氧化催化剂来促进至少约10、或50、或80、或95重量百分数所述燃料的氧化。优选地，离开溶剂回收和/或脱水装置的废气中至少约10、或50、或80、或95重量百分数的VOC在离开涡轮膨胀机末级之前不被燃烧。除了增加涡轮膨胀机入口处的温度和压力之外，本发明人已经发现本文中的公开内容也优选用于增加抵达至少一个涡轮膨胀机装置之入口的水蒸汽的质量。这些组成因本文中与初级氧化反应介质、溶剂回收和/或脱水装置和连接管道的设计及运行有关的公开内容而成为可能。优选流入至少一个涡轮膨胀机工序的废气的组成包含每千克进料至相应的氧化反应介质的PX至少约3. 0、或3. 3、或3. 5、或3. 6千克水。优选流入至少一个涡轮膨胀机工序的废气的组成在相同位置处包含每千克废气至少约0. 38、或0. 42、或0. 44、或 0. 46千克水。优选进入至少一个涡轮膨胀机工序的入口中的废气的质流是每千克进料至相应的氧化反应介质的PX至少约6. 9、或7. 3、或7. 6、或7. 8千克。现在返回讨论溶剂回收和/或脱水装置。通常想要使来自含有至少一个烃基键的汽化化合物(本文中称作“挥发性有机化合物”和“V0C”)的反应废气的回收最大化。如果不从废气回收，这些化合物不受欢迎地释放至周围环境，或更优选地，大多在TOD中转化成水蒸汽和二氧化碳。虽然TOD流出物是环境更友好的，但是来自溶剂回收和/或脱水装置的VOC的损失仍是一项运行成本。更具体地，通常希望限制进入TOD的废气中pX、乙酸和乙酸甲酯的损失。这种损失最小化受到溶剂回收和/或脱水装置中多种机械方法影响，但是分离作用最终地受热动力学和溶剂回收和/或脱水装置中的能量支出控制。一般而言，更多的能量支出可以提供较低的VOC损失。这类能量支出导致溶剂回收和/或脱水装置中更低的温度和/或更高的回流比。然而，本发明人已经发现与TOD的燃料需求和涡轮膨胀机的轴功率回收整合一体时，有意增加挥发性有机化合物的损失超过其最小值产生了改良的总体工艺经济学。因此，优选在处理如本文中所公开的反应废气的至少一个溶剂回收和/或脱水装置中控制能量移出和能量损失。优选从靠近反应介质的上表面形成反应废气之处评价时， 至少约40、或60、或80、或90重量百分数的从溶剂回收和/或脱水装置离开的废气的温度降低小于约50、或40、或30、或25°C。优选用至少约0. 01、或0. 02、或0. 04、或0.08米厚度的保温材料使包含溶剂回收和/或脱水装置的管道、容器和控制机构的至少约70、或90、或 95、或99%暴露的环境表面积绝缘，即便在涡轮膨胀机之后大量热能最终释放至周围环境。 优选从包含溶剂回收和/或脱水装置的容器和/或管道的暴露环境表面积经过的热能损耗小于每千克进料至相应的氧化反应介质的PX约40、或20、或10、或5瓦特。优选限制热能回收，从而每千克进料至相应的氧化反应介质的PX小于约1，000、 或100、或1、或0. 1瓦特热能从工艺流体中经过导热隔绝性热交换界面移出，所述的导热隔绝性热交换界面位于靠近反应介质的上表面形成反应废气之处，并且直至其中至少约80、 或90、或95、或99重量百分数的双氮已经通过涡轮膨胀机装置。已知的一些从反应废气回收能量的设计包括通过在废气穿过涡轮膨胀机之前跨过导热隔绝性热交换界面提取热能以加热和/或汽化公用流体而冷凝和回收溶剂。该公用流体随后用于其他工序中轴功率的产生和/或热能的传输。示例性公用热传输和/或冷却流体包括水液体和/或蒸气、轻质脂族烃液体和/或蒸气、和/或空气。优选的是溶剂回收和/或脱水装置在不添加共沸性分离化合物的情况下运行。示例性共沸蒸馏化合物包含乙酸正丁酯和/或乙酸正丙酯。优选的是溶剂回收和/或脱水装置在净添加每千克从反应废气中回收的溶剂小于约0. 1、或0. 01、或0. 001、或0. 0001千克共沸蒸馏化合物的情况下运行。优选本发明的溶剂回收和/或脱水装置包括高效率蒸馏装置，其处理反应废气中存在的至少约80、或90、或95、或99重量百分数的不冷凝性气体和/或双氮。优选该蒸馏装置包括至少约20、或25、或30、或35个理想分离级。优选经过该蒸馏装置的废气的摩擦流压损失小于约60、或40、或20、或10千帕。优选任意蒸馏塔板具有每个塔板小于约1，200、 或900、或700、或500帕斯卡的低压力降设计，尽管这不便地限制此类塔板的运行范围度 (turndown)。更优选使用如本领域已知的结构化填充物，即便有昂贵耐腐蚀冶金学的需要和还有某些金属(包括钛)的潜在可燃性。优选使用至少两种不同的容器直径构筑该蒸馏装置，其中上段的最大水平直径比下段中存在直到至少约4米高度并且处理反应废气中至少约80、或90、或95、或99重量百分数双氮的最大水平直径小约1. 0、或0. 96、或0. 92、或 0. 90 倍。在离开涡轮膨胀机后，优选至少一部分废气气体在本文称作废气冷凝器的至少一个热交换装置中冷却，因而产生本文称作回流液并基本上包含水的液体，所述液体的至少一部分被送至所述溶剂回收和/或脱水装置。优选在废气冷凝器入口处的多个优选温度范围、压力和/或组成与涡轮膨胀机末级的出口处相同。优选在该废气冷凝器中废气的摩擦流压损失小于约16、或12、或8、或4千帕。在没有废气再压缩工序的情况下运行时，优选离开该废气冷凝器的废气压力是至少约0. 02、或0. 08、或0. 12、或0. 16表巴。在没有废气再压缩工序的情况下运行时，优选离开该废气冷凝器的废气压力小于约0. 6、或0. 5、或0. 4、 或0.3表巴。在任选的废气再压缩工序的情况下运行时，优选离开该废气冷凝器的废气压力是至少约-0. 8、或-0. 7、或-0. 6、或-0. 5表巴。在任选的废气再压缩工序的情况下运行时，优选离开该废气冷凝器的废气压力小于约0. 1、或0.0、或-0. 1、或-0.2表巴。优选离开该废气冷凝器的废气温度是至少约30、或40、或50、或60°C。优选离开该废气冷凝器的废气温度小于约110、或100、或90、或80°C。优选降低离开该废气冷凝器的废气温度低于涡轮膨胀机出口温度至少约10、或20、或30、或35°C。优选降低离开该废气冷凝器的废气温度在低于涡轮膨胀机出口温度小于约100、或80、或70、或60°C。优选在该废气冷凝器中移出每千克进料至相应的氧化反应介质的PX小于约3，100、或2，900、或2，700、或2，500瓦特热能。优选在该废气冷凝器中移出每千克进料至相应的氧化反应介质的PX至少约1，600、 或1，800、或2，000、或2，100瓦特热能。选择并且控制回流量和温度以使进入涡轮膨胀机的水蒸汽最大化，从而平衡离开冷凝器的废气中VOC的损失最小化。优选抵达溶剂回收和/或脱水装置的回流液的流量包含在氧化反应器中所产生的每千克TPA生成水至少约7. 0、或8. 0、或8. 5、或9. 0千克液态水，其中所述的氧化反应器由该溶剂回收和/或脱水装置供给。优选抵达溶剂回收和/或脱水装置的回流液的流量包含在氧化反应器中所产生的每千克TPA生成水小于约12. 0、或 11. 0、或10. 5、或10. 0千克液态水，其中所述的氧化反应器由该溶剂回收和/或脱水装置供给。优选抵达溶剂回收和/或脱水装置的回流液的流量包含离开溶剂回收和/或脱水装置的每千克水蒸汽至少约0. 70、或0. 75、或0. 79、或0. 82千克液态水。优选抵达溶剂回收和/或脱水装置的回流液的流量包含离开溶剂回收和/或脱水装置的每千克水蒸汽小于约
0.98*、或0. 96、或0. 92、或0. 90千克液态水C在任选直接燃烧燃料的情况下运行时，更多的水质量因燃料燃烧而形成)。优选供给至溶剂回收和/或脱水装置的回流液的温度是至少约40、或50、或55、或60°C。优选供给至溶剂回收和/或脱水装置的回流液的温度被冷却低于废气中离开冷凝器的水蒸汽的温度小于约40、或30、或20、或10°C。本发明人注意到，根据本发明将废气冷凝器设置在这样低的压力上大大地增加废气在冷凝器入口和出口处的体积。除非使用直径非常大的管道，流动速度和摩擦压力降是不希望的。因此，优选在涡轮膨胀机出口与废气冷凝器入口之间的废气管道具有至少约
1.2、或1. 5、或1. 8、或2. 1米直径，所述直径对由多种昂贵耐腐蚀金属和金属合金制成的承压工艺管道是相当大的。为降低管道直径和成本，优选在涡轮膨胀机出口与废气冷凝器入口之间管道内的废气表观速度是每秒至少约30、或40、或50、或60米。这些速度对于侵蚀来说是非常快的管道速度，尤其对靠近其露点的腐蚀性工艺气体，并且针对露点需要细心控制。在废气冷凝器出口处，小液滴的确定存在了增加侵蚀和腐蚀的可能性，并且优选限制这些管道中的表观速度至每秒小于约30、或25、或20、或15米直至进入除去液体的分离装置，如本文其他处公开。本发明人还注意到，根据本发明在低压力下操作废气冷凝器迫使利用较低的工艺温度以冷凝所需要量的回流液。较低的工艺温度迫使更接近于冷却流体的温度，并且较低的工艺压力造成工艺侧面上降低的膜传热系数。全部因素迫使一般包含多种昂贵耐腐蚀金属和金属合金的导热隔绝性热交换界面的面积增加当根据本发明的一些方面排出优选量的水蒸汽至周围环境时，本发明废气冷凝器的设计难题和成本仍进一步增加。在新或完好的导热隔绝性热交换界面、于降低的生产率上产生TPA时较低的质流通量和/或能量负荷(energy duties)和在多变冷却介质温度的情况下运行时，排出所选择量的水蒸汽导致需要有意地控制在废气冷凝器中所移出的能量的量，其中所述的多变冷却介质温度是常有之事，例如，因每日和季节性环境变化所致。控制废气冷凝器装置的特殊难题是大部分冷却塔水系统含有相当量的溶解的固体物，其中所述溶解的固体物因环境空气的蒸发性冷却作用大大浓缩。当调节这种冷却水的流量以控制废气冷凝器的工艺温度时，离去的冷却水的温度上升。如果这种冷却水的温度上升太高，则一些溶解的固体物析出。不幸地，许多高度耐蚀性金属合金被迅速侵蚀并且因结节状沉积物下方的孔蚀而穿孔。因此，本发明人公开了本发明废气冷凝器的以下优选实施方式。如本文中所用，“冷凝器废气”包含其中至少一部分已经在至少一个废气冷凝器中被处理的废气。优选产生液态水的所述废气冷凝器包含空气冷却作用，其中环境空气与含有该废气的导热隔绝性热交换界面接触。优选的是使用压力送风机来移动空气流穿过含有该废气的导热隔绝性热交换界面。优选的是使用风扇速度、风扇叶距、气流控制百叶窗和/或其他气流量和/或空气温度控制装置响应于由任何在线测量法(例如，红外组成分析)测定的至少一个工艺变量调节废气冷却作用的量，例如，冷凝器废气的温度和/或压力；冷凝器液体的温度和/或流速；冷凝器废气和/或冷凝物的化学组成。更优选产生液态水的所述废气冷凝器包含与含有该废气的导热隔绝性热交换界面接触的冷却水。优选的是使用冷却水流速、冷却水入口温度和/或冷却水出口温度来响应于由任何在线测量法(例如，红外组成分析)测定的至少一个工艺变量调节废气冷却作用的量，例如，冷凝器废气的温度和/或压力；冷凝器液体的温度和/或流速；冷凝器废气和/或冷凝物的化学组成。优选至少一部分离开所述水冷却热交换装置的冷却水具有至少约50、或60、或70、或80°C的温度。优选该冷却水包含因直接接触于环境空气而冷却的水。 更优选该冷却水是“闭环冷却水”。优选该闭环冷却水包含减少量的总溶解固体物(TDS)， 例如，去离子水或蒸汽冷凝物。优选从热交换装置中的闭环冷却水移出至少一部分的热，其中所述的热交换装置包含因直接接触于环境空气而冷却的公用冷却水。优选从板框式热交换装置中的所述闭环冷却水移出至少一部分的热。任选地，优选至少一部分导热隔绝性热交换界面不时地响应于由任何在线测量法 (例如，红外组成分析)测定的至少一个工艺变量；例如，冷凝器废气的温度和/或压力；冷凝器液体的温度和/或流速；冷凝器废气和/或冷凝物的化学组成而免受负载。该表面部通过不与流动的废气和/或流动的公用冷却流体接触而免受负载。用于控制废气冷凝器中所移出能量的量的任选方式是使一部分涡轮膨胀机废气绕过该冷凝器，如US 6, 504,051中所公开，该专利的完整公开内容在此通过引用的方式并入。然而，这种气体绕过产生新的问题，即便满足了调节和控制能量移出的需求。首先，这种绕过密切影响物质平衡以及能量平衡，因为溶剂汽气不从绕过的废气中轻易冷凝。如果太多或太少气体绕过，在寻求满足能量平衡的同时，水平衡因溶剂回收系紊乱，从而使回收的溶剂变得太湿或太干；并且还存在向环境和/或TOD传送的VOC量的紊乱。其次，为在共享的共用环境处理装置中处理，希望再合并冷凝器废气和绕过的废气。然而，这种合并存在问题，因为较冷的液体饱和的气体流与较暖的液体饱和的气体合并时，一般产生气溶胶雾。 证明这种气溶胶在管道和设备中孔蚀方面是危险的，因为该气溶胶易于集结为更凉和/或更小湍流表面上的小滴。在限制压力降和/或热能输入的同时，从高速工艺物流中快速除去这种气溶胶是难以实现的，尽管提供更长的分离时间时，这种雾可以轻易地融合以降下小液滴。因此，本发明人已经发现本发明以下的优选实施方式。在离开涡轮膨胀机后，至少一部分的废气气体绕过至少一个废气冷凝器以使用一个或多个以下优选的方面形成“绕过的废气”。优选将所述绕过的废气在包含导热绝缘热交换界面的热交换装置中与离开废气冷凝器、进入TOD和/或释放至周围环境的废气合并之前冷却小于约60、或50、或30、或 10°C。优选所述的绕过废气是至少约1、或2、或4、或8重量百分数的离开涡轮膨胀机的全部废气。优选所述的绕过废气是小于约50、或40、或30、或20重量百分数的离开涡轮膨胀机的全部废气。优选的是使用所述绕过废气的流速来响应于由任何在线测量法(例如，红外组成分析)测定的至少一个工艺变量调节废气冷却作用的量；例如，冷凝器废气的温度和/ 或压力；冷凝器液体的温度和/或流速；冷凝器废气和/或冷凝物的化学组成。优选所述的绕过废气在释放至周围环境之前与至少一部分已经离开废气冷凝器的废气合并以形成“混合的废气”。优选的是利用以下特征至少之一"分离装置"处理至少一部分冷凝器废气，因而产生“分离废气”。优选地，至少约10、50、98、99.9重量百分数的进入该分离装置的液体被分离，并且离开与小于约50、或95、或99、或99. 8重量百分数的来自该分离装置低于80、 或60、或40、或10%高度的开口中的废气双氮混合。优选地，该分离装置的至少一部分位于低于至少一个废气冷凝器的高程上，其中所述的废气冷凝器提供气加液多相流体至该分离装置中。优选地，液态水从源自废气冷凝器的流体入口以下的出口离开该分离装置。优选地，废气在该分离装置中的表观垂直速度在最大水平直径的平面上小于每秒约4、或3、或 2、或1米。优选地，废气在该分离装置中的表观水平速度在最大垂直直径的平面上小于每秒约6、或5、或4、或3米。优选地，废气在该分离装置中的平均停留时间小于约20、或13、 或8、或5秒。优选地，废气在该分离装置中的平均停留时间是至少约0. 5、或1. 0、或1. 5、或 2.0秒。优选地，液体在该分离装置内部的平均停留时间是至少约0.5、或2、或4、或8分钟。 优选地，液体在该分离装置内部的平均停留时间小于约60、或48、或24、或12分钟。优选地，在该分离装置内部包括至少一个移去液体的冲击表面，而非压力隔离界面。优选地，与通过分离装置的废气接触的固体表面积是每千克离开该分离装置的废气至少约0. 0005、或 0. 001、或0. 002、或0. 004平方米。优选地，至少一部分的通过分离装置的废气接触每千克进料至相应的氧化反应介质的PX至少约0. 001、或0. 005、或0. 01、或0. 02平方米非压力隔离的固体表面积。优选地，从分离废气移出至少约70、或80、或90%的在进入分离装置废气存在的小于至少约500、或200、或75、或25微米的小液滴。本发明人公开了分离装置的这些各个优选特征是在具有或没有绕过废气的情况下处理冷凝器废气的分离装置中优选的。优选在TOD中处理至少一部分绕过的废气，其中所述的TOD也处理至少一部分已经离开废气冷凝器的废气。更优选地，至少一部分绕过的废气在进入TOD之前与至少一部分冷凝器废气合并以形成混合的废气。最优选地，添加热能以提高所述混合废气在进入TOD 装置之前的温度。这种加热降低了废气管道、容器和其他其余密封物中的冷凝，并且因而使
16结构材料的成本最小化。可以整体或部分地添加这种热能至所述的混合废气流、至所述绕过的废气流或至所述的该冷凝器出口废气流。优选该混合废气的温度高于离开该废气冷凝器的废气的温度至少约10、或20、或40、或60°C。本发明人公开了根据该方面而优选添加热能至分离废气，甚至在没有绕过的废气情况下。优选如下安置废气冷凝器和分离装置，以同时补偿泵送冷却水至高标高程(high elevation)的成本、高大结构和支撑物的成本和促使冷凝的液体在废气冷凝器和/或分离装置中和/或穿过废气冷凝器和/或分离装置自流的高程储备。优选最低冷却的表面在至少一个废气冷凝器中的高程在地面高程之上小于约50、或30、或20、或10米。优选最高冷却的表面在至少一个废气冷凝器中的高程是在地面高程之上至少约6、或9、或12、或15米。 优选液体库存在分离装置内部的高程是在周围地面的地面高程之上至少约0. 5、或1、或2、 或3米。优选液体库存在分离装置内部的高程在土地地面高程之上小于约20、或15、或10、 或5米。根据本文中公开内容联合来自废气涡轮膨胀机的改良功率回收和/或TOD的自加热，本发明人已经发现从排出的废气中留下的增加量的水蒸汽而产生的令人吃惊的益处， 尽管有更大的VOC损失，所述的VOC损失经常伴随这种增加量的水蒸汽。因此，本发明人公开了 “排出的水蒸汽”的以下优选实施方式，其中所述排出的水蒸汽存在于冷凝器废气、分离废气和/或TOD入口废气中。优选排出的水蒸汽小于约400、或300、或250、或200重量百分数的TPA生成水。这避免了在一次完全涡轮膨胀机功率循环中汽化水液体方面支出太多氧化反应热，伴有在TOD中处理的后续资本成本和运行成本并且没有溶剂回收和/或脱水装置的回流供应量的同时增加。优选排出的水蒸汽是至少约100、或110、或130、或150 重量百分数的TPA生成水。为避免使回收溶剂系统过度脱水并因而扰乱氧化反应条件，在本文中公开了超过TPA生成水的水量的优选来源。优选的是超过TPA生成水的排出水蒸汽包含至少一部分如下水，其中所述的水已经进入带有氧化剂供应、更优选压缩的环境空气的工艺。在本文其他处公开了进入压缩空气的水蒸汽的优选量。优选的是超过TPA生成水的排出的水蒸汽包含至少一部分因芳族物质和溶剂过度氧化所形成的水。优选排出的水蒸汽包含每千克进料至相应的氧化反应介质的PX至少约0. 05、或0. 10、或0. 15千克因芳族物质和溶剂过度氧化所形成的水。优选排出的水蒸汽包含每千克进料至相应的氧化反应介质的PX小于约0. 05、或0. 04、或0. 03千克因芳族物质和溶剂过度氧化所形成的水。优选超过TPA生成水的排出的水蒸汽包含因加压蒸汽(至少约50，90，95、99重量百分数的水，至少约110、或140、或180、或220°C )注入包含液体溶剂的工艺流所形成的水。优选的应用包括蒸气作为热能来源和作为管道、孔口和设备的冲洗介质。优选的是超过TPA生成水的排出的水蒸汽包含至少一部分用来洗涤通风口的水，其中所述的通风口随后释放气体至周围环境。优选的是超过TPA生成水的排出的水蒸汽包含至少一部分作为包含美国专利号4，939，297,US 7，351，396和美国专利申请公开号2005-0038288中公开内容的溶剂纯化和/或催化剂回收工艺中共沸分离助剂所使用的水。优选的是超过TPA生成水的排出的水蒸汽包含至少一部分因燃料氧化所形成的水，此时所述燃料任选地使用加热来自溶剂回收和/或脱水装置的出口与来自涡轮膨胀机的出口之间的废气。
优选的是超过TPA生成水的排出的水蒸汽包含至少一部分水，其中所述的水来自临近的PET工艺并且在TOD出口之前，更优选地在TOD入口之前进入TPA工艺。优选如此安置该PET工艺，从而距所述TPA工艺的最小水平距离小于约1800、900、300、100米。优选使用来自所述TPA工艺的TPA产物，该PET工艺形成至少一部分的PET。优选将至少一部分的所述TPA产物在从对二甲苯、对甲苯甲醛和/或对甲基甲酸形成后小于约72、或M、或 12、或4小时范围内送入所述临近PET工艺的反应介质中。优选来自该PET工艺的水是每千克TPA生成水至少约0. 02、或0. 2、或0. 3、或0. 4千克。优选来自该PET工艺的水是每千克TPA生成水小于约1. 1、或0. 9、或0. 7、或0. 6千克。优选TOD通过包含一氧化碳和VOC的废气化合物的氧化，尤其通过乙酸甲酯的氧化而自供燃烧(self-fueled)。优选废气的燃料含量是进入TOD的全部燃料含量的至少约 60、70、80、90%。将燃料含量评价为产生包含水蒸汽和二氧化碳气体的蒸气相产物的氧化反应热。优选废气的燃料含量小于约160、或140、或120、或110%最小燃料含量，其中所述的最小燃料含量是运行无冷却装置的TOD所需要的最小燃料含量，例如可感知的空气或其它气体/蒸气加热，和/或可感知或潜热式的水或其它液体加热，无论是通过混合物质直接加热，还是通过导热绝缘热交换表面间接地加热。根据以下的公开内容，优选TOD有效地、甚至主要地由废气中的乙酸甲酯供给燃料。乙酸甲酯是在乙酸中将pX液相氧化成TPA的已知副产物。用于分离乙酸甲酯并随后用水使其水解以回收乙酸溶剂和副产物甲醇流出物的技术是本领域已知。本发明人已经发现高效的TPA合成系统(例如US 2007(^93699和US 20070208191 (所述专利的完整公开内容在此通过引用的方式并入)造成乙酸甲酯的净形成率有效降低。废气中的CO组分具有相对低的热值，并且废气经常含有相对少量的MeBr和乙酸。乙酸甲酯提供有用的燃料含量至TOD以实现所需要的温度和包括乙酸甲酯本身在内的污染物的分解效率。如果废气的燃料含量太低，则必须供应补充性燃料(例如甲烷、甲醇、燃料油)至TOD以实现所需要的温度和污染物的分解效率。本发明人已经发现乙酸甲酯在分离废气中在以下的优选范围内，即针对进一步抑制乙酸甲酯的形成和/或通过分离和水解回收其乙酸内容物的资本成本和运行成本有效补偿TOD中乙酸甲酯的燃料值。优选分离废气和/或进入TOD的废气中的乙酸甲酯含量是每千克进料至相应的氧化反应介质的PX至少约0. 003、或0. 005、或0. 007、或0. 008千克。 优选分离废气和/或进入TOD的废气中的乙酸甲酯含量是每千克进料至相应的氧化反应介质的PX小于约0. 030、或0. 025、或0. 020、或0. 015千克。优选的是乙酸甲酯提供至少约 20、或30、或40、或50%的进入TOD的全部燃料含量。在本发明的另一个实施方式中，优选分离废气和/或进入TOD的废气中的乙酸甲酯和/或甲醇含量是每千克进料至相应的氧化反应介质的PX小于约0. 030、或0. 025、或0. 020、或0. 015千克。优选的是乙酸甲酯提供至少约20、或30、或40、或50%的进入TOD的全部燃料含量。优选分离废气和/或进入TOD的废气中的乙酸含量小于每千克进料至相应的氧化反应介质的PX至少约0. 005、或0. 004、或0. 003、或0. 002千克。优选的是分离废气和/或进入TOD的废气中的二氧化碳含量小于约0. 45、或0. 40、或0. 35、或0. 30摩尔百分数，以仅不冷凝性气态化合物在干物质基础上评价所述摩尔百分数。然而，不希望浪费TOD中的太多能量，无论是废气中固有的可燃烧性燃料或添加的燃料。因此，优选TOD释放的总燃烧能量是每千克进料至相应的氧化反应介质的PX小于 600、或500、或450、或400千焦耳。这种少量所需要的燃烧热通过由现有技术中已知的各种装置提供在TOD出口附近热且未处理的废气与该TOD进口附近的未处理废气之间的高效热集成来实现。用如本文中所公开的操作方法和废气组合物适当地控制燃烧热的供应。优选的是 TOD以至少约200、或400、或600、或800°C的内部峰值温度运行。优选的是进入TOD的废气中至少约94、或96、或98、或99摩尔百分数的碳在离开TOD前被氧化成C02。最优选地，本文全部公开内容中的TOD装置是蓄热式热氧化(Regenerative Thermal Oxidative, RTO)
直ο在移出和/或降解氧化反应废气中的一氧化碳和VOC污染物后，许多位置需要从处理的废气中大量除去溴。这种溴减少经常通过水洗涤来自TOD的处理废气进行，例如，使用氢氧化钠和亚硫酸氢钠的水溶液对废气的液体洗涤以产生溴化钠盐。随时间推移，多种盐的浓度累积于洗涤器水中，并且必须提供流出物卸料连同补偿更纯的水。优选地，该废气洗涤器补偿水是滤过的水。更优选地，该洗涤器补偿水是去矿化水、去离子水和/或水汽冷凝物。本发明人已经发现基本上包含水的该洗涤器液态卸料流出物有利地用作公用水， 例如，冷却塔补偿水。因此，优选使用每千克进料至相应的氧化反应介质的PX至少约0. 01、 或0. 05千克的废气洗涤器液态废水作为公用水，而非将该洗涤器水排放至废水处理装置和/或直接地排放至周围环境。在本发明的另一个实施方式中，从包含氧化反应介质的生产设施获得的任何废水可以按每千克进料给至相应的氧化反应介质的PX约0. 01至0. 05 千克废水用作公用水，而非将公用水排放至废水处理装置和/或直接地排放至周围环境。在任选和更优选的实施方式中，本发明包括合并氧化反应废气，其包括初级及次级氧化反应器源，以借助共享的联合溶剂回收和/或脱水装置、涡轮膨胀机装置、冷凝器装置、分离装置、TOD和/或溴洗涤器处理。就能量回收而言不希望地是，次级反应介质的运行压力和温度经常极不同于初级反应介质，有时显著高于初级反应介质和/或彼此间不同。更高压力的反应废气跨过降压阀单纯膨胀至较低压力的废气通常消耗大量的熵，造成产生轴功的后续能力损失。然而， 本发明有效地保留在涡轮膨胀机入口处的合并废气中的焓，并且合并的废气流有效地先于 TOD混合CO燃料值和VOC燃料值。优选加工来自共享的共用溶剂回收和/或脱水装置、涡轮膨胀机装置、冷凝器装置、分离装置、TOD和/或溴洗涤器内至少两个不同反应介质中的废气。优选的是至少部分的所述不同反应介质彼此水平地相隔小于约1，000、或500、或300、或150米。“集成的工艺”意指使用至少一个件共有设备合并和处理来自两种不同工艺/设施的进料流或产物，其中所述的共有设备选自由涡轮膨胀机装置、冷凝器装置、分离装置、TOD和/或溴洗涤器所组成的组。当形成废气混合物时，优选的是该混合物中源自次级氧化反应介质的全部废气的量小于该混合物中源自初级氧化反应介质的全部废气的量。在初级与次级废气的混合物中，优选的是从次级氧化反应介质生成的废气包含小于约20、或10、或5、或2重量百分数的合并废气质量，且小于约20、或10、或5、或2重量百分数的合并废气的双氮质量。在初级与次级废气的混合物中，优选的是从次级氧化反应介质生成的废气包含至少约0. 1、或0.2、 或0. 4、或0. 8重量百分数的合并废气质量，且小于约0. 1、或.2、或0. 4、或0. 8重量百分数的合并废气的双氮质量。优选的是至少约40、或60、或80、或90重量百分数的来自至少一个次级氧化反应介质的反应废气与至少约40、或60、或80、或90重量百分数的来自初级氧化反应介质的反应废气合并以在共享的共用溶剂回收和/或脱水装置、涡轮膨胀机装置、冷凝器装置、分离装置、TOD和/或溴洗涤器中处理。优选至少一部分来自该次级介质的废气在至少约160、 或175、或190、或200°C的温度下形成。优选至少一部分来自该次级介质的废气在小于约 250、或M0、或230、或220°C的温度下形成。优选至少一部分来自该次级介质的废气在至少约7、或10、或13、或16绝压的压力下形成。优选至少一部分来自该次级介质的废气在小于约40、或34、或观、或M帕的压力下形成。优选至少一部分来自两个不同次级氧化反应介质的反应废气相互合并且与至少一部分来自初级氧化反应介质的反应废气合并，以在共享的共用溶剂回收和/或脱水装置、涡轮膨胀机装置、冷凝器装置、分离装置、TOD和/或溴洗涤器中处理。优选至少一部分来自至少一个次级介质的废气在比一部分来自所述初级氧化反应介质的所述废气高小于约20、或15、或10、或5°C的温度下形成。优选至少一部分来自一个次级介质的废气在比一部分来自所述初级氧化反应介质的所述废气和/或一部分来自不同次级氧化反应介质的所述废气高至少约20、或15、或10、或5°C的温度下形成。优选至少一部分来自一个次级介质的所述废气在与一部分来自不同次级氧化反应介质的所述废气相差小于约20、或15、或 10、或5°C的温度下形成。优选所述反应废气至少之一来自与一部分所述该初级反应介质水平地相隔小于约60、或20、或8、或2米的次级氧化反应介质。优选所述反应废气至少之一来自与一部分所述该初级反应介质水平地相隔至少约4、或8、或16、或32米的次级氧化反应介质。优选在共享的共用溶剂回收和/或脱水装置、涡轮膨胀机装置、冷凝器装置、分离装置、TOD和/或溴洗涤器中处理来自至少一个次级氧化反应介质的反应废气中至少约40、 或60、或80、或90重量百分数的双氮，其中所述双氮与来自初级氧化反应介质的反应废气中的至少约40、或60、或80、或90重量百分数的双氮合并。本发明的如下方法是优选的产生粗制TPA的方法，其中总一元羧酸杂质包含至少约1，000、或2，000、或4，000、或6，OOOppmw ；产生纯化TPA的方法，其中总一元羧酸杂质包含至少约约1，000、或500、或300、或200ppmw ；和以任意相对比率同时产生粗制和纯化 TPA的方法。一元羧酸杂质特别地包括苯甲酸、对甲基甲酸和4-羧基苯甲酸。本发明在此更优选产生具有小于约4. 0、或3. 5、或3. 0、或2. 5b*单位的b*色的纯化TPA。如本文中所用的b*值是一种使用反射模式在分光光度仪器(如Hunter Ultrascan XE 仪(Hunter Associates Laboratory, Inc. ,11491 Sunset Hills Road, Reston, VA 20190-5280，www. hunterlab. com))上度量的颜色属性。正读数表明黄色的程度(或蓝色的吸收率)，同时负读数表明蓝色的程度(或黄色的吸收率)。本文中的发明在所公开内容的全部方面适用于通过间位种类代替对位种类(例如，mX代替pX、IPA代替TPA、间甲基甲酸代替对甲基甲酸和3-羧基苯甲酸代替4-羧基苯甲酸)而将间二甲苯(mX)转化成间苯二甲酸(IPA)的方法。这种延伸适用于独立制造IPA的工艺。这种延伸也部分和/或完全地适用于同时制造TPA和IPA的联合工艺。当至少一个反应介质中的主要芳香族种类发生对位取代并且至少一个其他反应介质中的主要芳香族种类发生间位取代时，与合并来自不同反应介质的反应废气以在至少一个溶剂回收和/或脱水装置、涡轮膨胀机、冷凝器、分离装置、TOD和/或溴洗涤器中处理有关的本发明方面也在全部方面适用。从至少一部分源于氧化一种二甲苯的反应废气中所回收的溶剂随后72、或48、或24、或12小时范围内在氧化其余二甲苯的反应介质中使用时， 与回收溶剂有关的本发明全部方面也适用。当至少一部分通过与固体产物(其优势地是一种芳香族二元羧酸)分离所形成的滤液溶剂随后72、或48、或M、或12小时范围内在氧化其余二甲苯的反应介质中使用时，与滤液溶剂有关的本发明全部方面也适用。(即便可能并且经常优选使Co/Mn/Br甚至重芳族杂质远离从其余杂质分离的一种滤液，但是不优选使水、乙酸和苯甲酸组分分离)。优选在共享至少一个管道、承压容器和/或旋转性设备物品(rotating equipment item)的溶剂纯化和/或催化剂回收工艺中处理来自主要芳香族种类发生间位取代的工艺的至少一部分滤液溶剂(间位-滤液)和来自主要芳香族种类发生对位取代的工艺的至少一部分滤液溶剂(对位-滤液)。合适的过滤纯化装置包含于美国专利号4，939，297, US 7，351，396和美国专利申请公开号2005-0038288的公开内容(所述文献的完整公开内容在此通过引用的方式并入)。与依次投入相比，更优选同时共同送给至少一部分的间位-滤液和至少一部分的对位-滤液。优选来自该工艺的至少一部分纯化的滤液和/或至少一部分回收的催化剂随后用来形成至少一部分的氧化反应介质并且随后用来形成一部分的对位-滤液或一部分的间位-滤液，更优选地形成一部分的这两种滤液。优选至少约10、或 40、或80、或98重量百分数的通过所述滤液溶剂纯化和/或催化剂回收工艺从对位-滤液中移出的芳香族杂质实质地与至少约10、或40、或80、或98重量百分数的通过该工艺从间位-滤液移出的芳香杂质合并。当分割来自压缩装置的一部分压缩空气以向其中主要芳香族种类发生对位取代的至少一个反应介质并且其中主要芳香族种类发生间位取代的至少一个其他反应介质提供氧化剂供给时，与供给氧化剂的压缩空气有关的本发明全部方面适用。当至少一部分的氧化剂-供应-中间冷却器-冷凝物以用于其中主要芳香族种类发生对位取代的至少一个工艺工序中的份数并且以用于其中主要芳香族种类发生间位取代的至少一个其他工艺工序中的份数分割时，与氧化剂-供应-中间冷却器-冷凝物有关的本发明全部方面适用。在一个实施方式中，优选将更小的IPA制造工艺与更大的TPA制造工艺共安置。当来自至少一个主要发生间位取代的反应介质中的废气与来自至少一个主要发生对位取代的反应介质中的废气合并时，优选从主要发生间位取代的介质产生的废气包含小于约50、 或40、或30、或20重量百分数的合并废气质量和合并废气中小于约50、或40、或30、或20
重量百分数的双氮质量。当来自至少一个主要发生间位取代的反应介质中的废气与来自至少一个主要发生对位取代的反应介质中的废气合并时，优选从主要发生间位取代的介质产生的废气包含至少约0. 5、或1. 0、或1. 5、或2. 0重量百分数的合并废气质量和合并废气中小于约0. 5、或 1. 0、或1. 5、或2. 0重量百分数的双氮质量。
当环境空气压缩装置向至少一个主要发生间位取代的反应介质并向至少一个主要发生对位取代的反应介质供应氧化剂时，优选的是主要发生间位取代的反应介质接受小于约50、或40、或30、或20重量百分数的来自该空气压缩装置的氧化剂总质流。当环境空气压缩装置向至少一个主要发生间位取代的反应介质并向至少一个主要发生对位取代的反应介质供应氧化剂时，优选的是主要发生间位取代的反应介质接受至少约0. 5、或1. 0、 或1. 5、或2. 0重量百分数的来自该空气压缩装置的氧化剂总质流。更优选将所述的IPA制造工艺和TPA制造工艺与至少一个共同安置的PET制造工艺共安置。优选在所述共安置的工艺中产生的IPA包含至少约0. 5、或1. 0、或1. 5、或2. 0 重量百分数的供给至共安置的PET制造工艺的全部二元羧酸。还优选在所述共安置的工艺中产生的IPA包含小于约16、或12、或8、或4重量百分数的供给至共安置的PET制造工艺的全部二元羧酸。在另一个实施方式中，具有或没有共安置性IPA和TPA的情况下，更优选来自包含主要发生间位取代种类的初级反应介质中所供给的至少一部分IPA供给至PET反应介质， 而所述IPA没有通过溶解、选择性水解处理和再析出以除去3-CBA和/或有色种类物进行纯化。在一个实施方式中，优选供给至PET反应介质的该IPA是直接来自主要发生间位取代的初级氧化反应介质的粗制IPA或是在其平均反应温度比所述初级反应介质更高小于约对、16、12、81的次级反应介质中形成的后氧化1 4。优选所述的粗制IPA和/或后氧化IPA包含至少约20、或80、或160、或320ppmw的3-CBA ；小于约3，000、或2，400、或1，800、 或 1，200ppmw 的 3-CBA ；至少约 2、或 4、或 8、或 16ppmw 的 2,6-DCF ；和小于约 160、或 120、 或 80、或 60ppmw 的 2，6_DCF。在另一个实施方式中，优选供给至PET的所述IPA是在次级反应介质中形成的溶出IPA，其中所述次级反应介质的平均反应温度比所述初级反应介质更高至少约16、或M、 或30、或36°C并且比所述初级反应介质更高小于约80、或70、或60、或50°C。优选所述溶出的IPA包含至少约10、或40、或60、或80ppmw的3-CBA ；小于约1，000、或800、或500、或 300ppmw的3-CBA ；至少约2、或4、或6、或8ppmw的2,6-DCF ；和小于约120、或80、或60、或 40ppmw 的 2,6-DCFο本发明的另一个方面涉及在压缩用于供应氧化剂的环境空气期间改善被冷凝且被移出而非被保持为蒸气的环境水的分布。用于供应加压环境空气的压缩装置经常包括多级压缩系统，所述多级压缩系统使用至少一个中间冷却器来移除压缩热以使该工艺在热动力学和机械学上更有效。此类系统一般在级间冷却器中产生冷凝水并且一般将这种水与空气在后续压缩级入口之前分离。因为这种氧化剂-供应-中间冷却器-冷凝物可以被润滑剂和/或密封流体污染，故将该冷凝物常规地引导至废水处理设施，其可能仅是撇油器，不过有时候包含生物学处理技术或其他处理技术。本发明人已经发现氧化剂-供应-中间冷却器-冷凝物达到以下改良用途，同时减少废水处理成本并减少用于购买和/或纯化公用水的成本。优选将至少一部分的氧化剂-供应-中间冷却器-冷凝物送入TPA工艺和/或临近的PET工艺，更优选地以至少一个以下工艺工序。TPA溶剂回收和/或脱水装置，尤其作为如本文中定义的回流。TPA滤液溶剂纯化系统，尤其作为用于回收的共沸分离助剂或TPA催化剂组分，根据本文中所含有
22的参考文献，更优选地包含乙酸异丙酯。用于选择性催化氢化粗制的TPA而纯化TPA的工艺。在来自TPA或PET工艺或储存容器的环境通风口上的洗涤器。优选将至少一部分的氧化剂-供应-中间冷却器-冷凝物送入至少一个公用水系统，其更优选地包括以下系统，并且最优选地由TPA工艺和/或临近的PET工艺使用。冷却水系统，更优选地，其中水因与空气直接接触而冷却的冷却塔水系统，过滤的水系统、去离子和/或去矿化水系统、消防水系统。氧化剂-供应-中间冷却器-冷凝物的量随环境湿度、随冷却介质温度、随pX进料速率以及随反应废气中的过多双氧均短暂和平均地变动。因此，优选的是，所公开的优选用法包括每千克进料至相应的氧化反应介质的PX至少约0. 01、或0. 02、或0. 04、或0. 08千克的氧化剂-供应-中间冷却器-冷凝物。通常地，优选借助多种工艺工序以大体等于其导入量排出水蒸汽；然而，不可避免的是，存在产生暂时过量液态废水的生产干扰和维护活动。例如，在工艺关闭期间打开工艺容器以检查或修理经常落后于移去基本上全部溶剂、底物和产物的彻底水洗涤或蒸气加热；并且这种受干扰的水的量可以对于主要维护活动是巨大的。根据本文中的其他公开内容，优选的是提供至少一个液态废水存储库并且随后将该液态废水返回至少一个工工序并随后作为水蒸汽排出。优选的是液态废水存储库提供有效隔离以控制VOC向周围环境释放。优选这种存储库的体积是至少约50、或100、或200、或400立方米。优选这种存储库的体积小于约12，000、或9，000、或6，000、或3，000立方米。通过组合涉及水以蒸汽形式、更优选在TOD中处理后排出至周围环境的多种方面，连同在工艺水和/或公用水的已公开应用中使用氧化剂-供应-中间冷却器-冷凝物和/或溴洗涤器水，优选的是产生每千克形成的固体TPA产物小于约400、或350、或300、 或250、或200、或100、或50、或20克液态废水流出物。优选这种性能实质上连续地维持长时间。优选的是产生这些低水平的液态废水流出物至少约60、或80、或90、或95%在连续 M小时时段中的时间。优选的是产生这些低水平的液态废水流出物平均至少约4、或16、或 64、或254日时间。PET合成设施也从转化至少一部分TPA成PET的反应产生水，并且这种水经常被多种VOC化合物(例如乙二醇、乙醛和多种二氧戊环)污染。优选在共享的共用设施中处理至少一部分污染的PET生成水连同来自临近TPA设施的TPA生成水。优选地， 来自PET生成的这种污染水或以离开所述PET设施的蒸汽形式留下待处理或使用至少一部分来自所述临近TPA设施的热能将污染的水转化成蒸汽形式。在本发明的另一个实施方式中，作为副产物产生或添加至氧化反应的作为蒸气离开所述生产设施进入周围外部环境的水的量是每千克芳族化合物至少0. 3、或0. 4、或0. 49 千克。如本文中所用，生产设施可以包括废水处理。更优选地，根据本文中与处理来自氧化反应介质的反应废气有关的任意和/或全部公开内容，在共享的共用T0D、仍更优选RTO中处理来自临近PET合成设施中反应的至少一部分汽化PET生成水连同至少一部分汽化TPA生成水。优选如此安置形成TPA的至少一部分氧化反应介质，从而距所述PET合成设施的最小水平小于约1800、或900、或300、或 100米。优选将至少一部分TPA在从对二甲苯中形成后小于约72、或对、或12、或4小时范围内送入所述临近PET合成设施中。优选在共享的共用T0D、更优选RTO中处理至少约40、 或60、或70、或80重量百分数的来自该临近PET合成设施的废气，连同至少约40、或60、或70、或80重量百分数的来自至少一个初级氧化反应介质的反应废气。优选在共享的共用T0D、更优选RTO中处理至少约40、或60、或70、或80重量百分数的来自TPA生产设施的 TPA生成水，连同至少约40、或60、或70、或80重量百分数的来自所述临近PET生产设施的 PET生成水。 优选与来自所述TPA生产设施中工艺废水流出物的正常流量合并的来自所述临近PET生产设施中工艺废水流出物的正常流量是每千克所形成的PET小于约400、或200、 或100、或50克液态废水流出物。如果所述TPA生产设施中产生的TPA的量不同于所述临近PET生产设施中所消耗TPA的量超过10重量百分数，则来自该TPA设施的液态废水流出物按该PET设施中其使用比率分配，该值与来自所述PET设施的液态废水流出物加和并且随后除以所产生PET的量。
权利要求
1.用于制备芳族二羧酸的方法，所述方法包括(a)在至少一个氧化器中氧化芳族化合物，由此产生氧化器废气和包含芳族二羧酸的氧化器产物；(b)将至少一部分所述氧化器废气直接地或间接地进料至热氧化性(TOD)装置；和(c)在所述TOD装置中氧化所述至少一部分氧化器废气，其中在所述TOD装置的稳态运行期间，至少60%供应到所述热氧化性分解装置的燃料含量源自所述氧化器废气或所述氧化器废气的反应产物。
2.根据权利要求1所述的方法，其中所述的TOD是蓄热式热氧化器。
3.根据权利要求1所述的方法，其中在所述TOD装置的稳态运行期间，至少70%供应到所述热氧化性分解装置的燃料含量源自所述氧化器废气。
4.根据权利要求1所述的方法，其中在所述TOD装置的稳态运行期间，至少90%摩尔在被导入所述TOD装置的所述至少一部分所述氧化器废气中存在的碳在所述TOD中被氧化成二氧化碳。
5.根据权利要求1所述的方法，其中在所述TOD装置中氧化的所述至少一部分所述氧化器废气包含乙酸甲酯和/或甲醇，其量为每千克进料至所述氧化器的所述芳族化合物至少0. 003千克且每千克进料至所述氧化器的所述芳族化合物小于0. 030千克。
6.根据权利要求1所述的方法，其中在所述TOD装置中氧化的所述至少一部分所述氧化器废气包含其量为每千克进料至所述氧化器的所述芳族化合物小于0. 005千克的乙酸。
7.根据权利要求1所述的方法，其中在所述TOD装置中氧化的所述至少一部分所述氧化器废气包含其量为每千克进料至所述氧化器的所述芳族化合物小于0. 45千克的一氧化碳。
8.根据权利要求1所述的方法，其中在所述TOD装置中氧化的所述至少一部分所述氧化器废气包含乙酸甲酯，其量为每千克进料至所述氧化器的所述芳族化合物至少0. 005千克且每千克进料至所述氧化器的所述芳族化合物小于0. 020千克。
9.根据权利要求5所述的方法，其中在所述TOD装置中氧化的所述至少一部分所述氧化器废气中存在的所述乙酸甲酯是工序(a)的所述氧化的副产物。
10.根据权利要求5所述的方法，其中在溶剂回收工序之后或期间且在所述TOD装置之前，基本上没有乙酸甲酯被移除或转化或水解，从而基本上全部的离开所述溶剂回收工序的乙酸甲酯被进料至所述TOD装置。
11.根据权利要求1所述的方法，进一步包括在溴洗涤器中处理来自所述TOD装置的 TOD废气，由此产生贫溴的废气。
12.根据权利要求11所述的方法，进一步包括在溶剂回收系统中回收所述氧化器废气中的烃基化合物以产生贫烃基的废气。
13.根据权利要求12所述的方法，进一步包括用热式加热系统加热至少一部分所述贫烃基的废气以提供加热的废气流。
14.根据权利要求13所述的方法，进一步包括使至少一部分所述加热的废气流通过至少一个涡轮膨胀机，以产生功和产生涡轮膨胀机废气。
15.根据权利要求14所述的方法，进一步包括在废气冷凝器中冷却所述涡轮膨胀机废气，从而冷凝存在于所述涡轮膨胀机废气中的水蒸汽，以提供包含冷凝器废气和冷凝的液体的冷凝器流出物。
16.根据权利要求15所述的方法，进一步包括使至少一部分所述冷凝器流出物通过分离容器，以将所述的冷凝器流出物分离成分离废气和分离液体。
17.根据权利要求16所述的方法，进一步包括在废气压缩机中再压缩至少一部分所述分离废气。
18.根据权利要求1或5所述的方法，进一步包括使至少一部分所述分离废气在TOD装置中进行热氧化性分解(TOD)，以产生TOD废气。
19.根据权利要求1或5所述的方法，其中所述的芳族化合物是对二甲苯。
20.根据权利要求1或5所述的方法，其中所述的氧化器是鼓泡塔反应器。
全文摘要
本发明提供来自二甲苯氧化反应的废气中改善的能含量和来自其中的轴功率回收，而同时使废水处理成本最小化。与驱动主空气压缩机所需要的轴功率相比，使用废气产生更多的轴功率，甚至在优选地相对低的氧化温度下。同时，比由氧化二甲苯副产的水更多的废水被维持为蒸汽形式，且连同废气污染物一起在自维持(自供燃料)式气相热氧化性分解装置中进行处理。任选地，合并来自包含初级和/或次级氧化反应器并形成TPA和/或IPA的多个二甲苯氧化反应器的废气。任选地，空气压缩机冷凝物和苛性碱洗涤器卸料被用于TPA工艺中或用作公用水，从而有效地消除来自TPA工厂的正常流量的液态废水流出物。任选地，在共享的热氧化性分解装置中处理含PET生成水的PET废气，从而有效地消除来自pX-至-TPA-至-PET联合工厂的正常流量的液态废水流出物。
文档编号C07C63/16GK102203045SQ200980143799
公开日2011年9月28日 申请日期2009年10月22日 优先权日2008年10月31日
发明者罗纳德·布福德·谢泼德, 蒂莫西·阿兰·厄普舍, 阿兰·乔治·旺德斯, 雷蒙德·埃尔伯特·福格尔三世 申请人:佩特洛泰梅克斯集团股份公司