專利名稱：：優化的液相氧化方法
技術領域：
：本發明一般地涉及一種芳族化合物的液相催化氧化方法。本發明的一方面涉及二烷基芳族化合物(例如對-二甲苯)的部分氧化來制備粗制芳族二羧酸(例如粗制對苯二甲酸)，粗制芳族二羧酸隨后可以進行純化和分離。木發明的另一方面涉及提供更有效和更經濟的液相氧化方法的改進型鼓泡塔反應器。
背景技術：
：各種現有商業方法中采用液相氧化反應。例如，液相氧化目前經常用f醛氧化為酸(例如丙醛氧化為丙酸)，環己烷氧化為己二酸，和烷基芳烴氧化為醇、酸或二酸。在后-一類(,烷雄》烴的氧化)中特別重要的商業氧化工藝為對-二甲苯液相催化部分氧化為對苯二甲酸。對苯二甲酸是.,中具有多種應用的重耍化合物。對苯二甲酸的主耍用途為生產聚對苯二甲酸乙二醇酷(PET)的進料。PET為一種在全球范闈內大量用于生產諾如瓶子、纖維和包裝的產品的公知塑料。在典型的液相氧化方法屮，包括對-二甲苯部分氧化為對苯二甲酸，將液相進料物流和氣相氧化劑物流引入反應器并且在反應器中形成多相反應介質。引入反應器的液相進料物流含有至少一種可氧化的有機化合物(例如對-二甲苯)，同時氣相氧化劑物流含有分子氧。至少-一部分引入反應器的分子氧作為氣休溶解到反應介質的液相中，由此提供液相反應可獲得的氧。如果多相反應介質的液相含有不足濃度的分子氧(例如，如果一部分反應介質為"缺氧的")吋，不期望的副反應可以產生雜質和/或預期的反應的速率方面可被延遲。如果反應介質的液相含有太少可氧化的化合物時，反應速率可能慢得不合需要。另外，如果反應介質的液相含有過高濃度的可氧化的化合物時，額外的不期望的副反應可以產生雜質。傳統的液相氧化反應器裝配YL用于混合其中所含的多相反應介質的攪拌設備。提供反應介質的攪拌是為了促進分了氧溶解到反應介質的液相中，在反應介質的液相中保持濃度相對均勻的溶解氧，和在反應介質的液相中保持濃度相對均勻的可氧化的有機化合物。進行液相氧化的反應介質的攪拌經常通過容器中的機械攪拌設備來提供,例如連續攪拌槽反應器(CSTR)。雖然CST:R可提供反應介質的徹底攪拌，但是CSTR存在許多缺陷。例如，CSTR由于它們需要昂貴的電動機、流體密封型軸承和傳動軸、和/或復雜的攪拌機理而具有相對高的投資成本。另外，傳統CST:R的旋轉和/或擺動機械元件需要定期維護。與該維護相關聯的勞動力和停車時間增加了CSTR的操作成本。但是，即使進行定期維護，CST:R中采用的機械攪拌系統也容易出現機械故障，并且經過相對短的時間可能需要更換。鼓泡塔反應器提供了CSTR和其它機械攪拌型氧化反應器的-一種有吸引力的杼換方式。鼓泡塔反應器提供了反應介質的攪拌，不需要昂貴和不可靠的機械設備。鼓泡塔反應器通常包括其中含有反應介質的伸K的立式反應區。反應區中反應介質的攪拌主要通過上升穿過反應介質液相的氣泡本身的浮力來提供。相對于機械攪拌型反應器來說，這種在鼓泡塔反應器中提供的自身浮力攪拌降低了投資和維護成本。另外，與鼓泡塔反應器相關的，基本上不存在移動的機械部件提供丫相對T機械攪拌型反應器更加不容易出現機械故障的氧化系統。當在傳統氧化反應器(CSTR或鼓泡塔)中進行對-二甲苯的液相部分氧化時，從反應器屮排出的產物通常為含有粗制對苯二甲酸(CTA)和母液的漿料。CTA含有相對高濃度的雜質(例如4-羧基苯甲醛、對-甲苯甲酸、芴酮、和其它發色體)，使得其不適宜作為生產PET的進料。由此，通常將傳統氧化反應器中生成的CTA進行純化工藝,將CTA轉化為適用于牛產PET的純化對苯—甲酸(PTA)。—種用于將CTA轉化為PTA的典型純化方法，包括下列步驟(1)用水置換含有CTA的漿料的母液，(2)加熱CTA/水漿料，以將CTA溶解T水中，(3)催化氫化CTA,Z水溶液，由此將雜質轉化為更期望的和/或容易分離的化合物，(4)通過多級結晶步驟從氫化的溶液中沉淀獲得的PTA，和(5)從剩余液體中分離結晶的PTA。雖然有效，但是這類傳統純化方法可能是非常昂貴的。導致傳統CTA純化方法的高成本的各種因素包括例如，促進CTA溶解于水所需的熱能，氫化所需的催化劑，氫化所需的氫氣流，由于-一些對苯二甲酸的氫化rfO導致的產率(yield)損失，和多級結晶所需的多個容器。til此，期望提供nj以無需熱量促進的溶解于水、氫化和/或多級結晶就可以純化的CTA產物。
發明內容由此，木發明的目的是，提供一種更有效的和更經濟的液相氧化反應器和方法。本發明的另--目的是，提供一種用于對-二甲苯液相催化部分氧化為對苯二甲酸的、更有效的和更經濟的反應器和力'法。本發明的仍另-一目的是，提供-一種鼓泡塔反應器，其促進形成較少雜質的改進的液相氧化反應。本發明的仍另-一目的是，提供一種用于制各純對苯—甲酸(PTA)的、更有效的和更經濟的系統，其通過液相氧化對-二甲苯制得粗制對苯二甲酸(CTA)并且隨后將CTA純化為PTA。木發明的另一目的是，提供一種用于氧化對-二甲苯和生產CTA產品的鼓泡塔反應器，其能夠無需加熱促進CTA溶解于水、氫化溶解的CTA、和/或多步結晶氫化的PTA來進行純化。應當指出的是，如所附權利要求所限定的本發明的范圍，并非局限于能夠實現所有上述目的的方法或設備。rfn是，所要求的本發明的范圍可以包含未實現全部或任意上述目的的多種系統。在閱讀下列詳細說明和附圖的基礎上，本發明的其它目的和優點對于本領域技術人員來說將是容易顯而易見的。發明概要本發明的-一個實施方案涉及包括以下步驟的工藝(a)將含有分子氧的氧化劑物流引入鼓泡塔反應器的反應區內；(b)將含有可氧化化合物的進料物流引入反應區內，其中該進料物流引入反應區的方式使得3該反應區在理論上被一對交叉垂直平面分隔為4個相等休積的垂直象限時，不超過約80重量％的可氧化化合物進入共同--個垂直象限中的反應區；和(c)氧化含于該反應區中多相反應介質的液相中的至少一部分可氧化化合物。木發明的另一個實施方案涉及包括以下步驟的工藝(a)將含有對二甲苯的氧化劑物流引入鼓泡塔反應器的反應區內；(b)通過多個進料開口將含有可氧化化合物的進料物流引入反應區內，其屮該反應區具有最大:—,:徑(D)，其屮至少兩個進料開n彼此間隔至少約O.5D;和(c)氧化含于該反應區中多相反應介質的液相中的至少---部分可氧化化合物從rfn形成粗制對苯二甲酸顆粒。本發明的另-一個實施方案涉及包括以下歩驟的對苯二甲酸牛產工藝(a)將含有分子氧的氧化劑物流引入鼓泡塔反應器的反應區內；(b)將含有對二甲苯的進料物流引入反應區內，其中該對二甲苯引入反應區的方式使得當該反應區在理論上被-'對交叉垂直平面分隔為4個相等體積的垂直象限時，不超過約80雖S%的對二甲苯進入申.獨一個垂直象限中的反應區；和(c)氧化含于該反應區中反應介質的液相中的至少一部分對二甲苯；和(d)在次級氧化反應器屮氧化至少一部分粗制對苯二甲酸從而形成更純的對苯二甲酸。本發明的另-一實施方案涉及用于主要為液相的物流和主要為氣相的物流進行反應的鼓泡塔反應器。該鼓泡塔反應器包括容器殼體、一個或多個氣體開口、和一個或多個液休開口。該容器殼休限定了沿常規直立的中心殼休軸延伸的細長的(elongated)反應區。該反應區呈現出由軸向間隔的常規(normally)下端和常規上端。該一個或多個氣體開口將氣相物流排放入反應區。該-'個或多個液體開口將液相物流引入反應區。當該反應區在理論l:被一對交叉垂直平面分隔為4個相等體積的垂直象限時，不超過約8()%的由全部液體開口限定的累計開口面積可H1因于位于共同--個垂直象限中的液體開口。下面參照附圖詳細描述本發明的優選實施方案，其中圖i為依據本發明-一種實施方案構造的氧化反應器的側視圖，特別地描述了將進料、氧化劑、和回流物流引入反應器，反應器中存在多相反應介質，和分別從反應器頂部和底部提取氣體和漿料；圖2為沿著圖3巾線2-2獲得的鼓泡塔反應器底部的放大的剖面側視圖，特別地描述了用于將氧化劑物流引入反應器的氧化劑噴霧器的位置和構造；圖3為圖2氧化劑噴霧器的俯視圖，特別地描述了氧化劑噴霧器頂部的氧化劑開U;圖4為圖2氧化劑噴霧器的仰視圖，特別地描述了氧化劑噴霧器底部的氧化劑開□;圖5為沿著圖3中線5-5獲得的氧化劑噴霧器的剖面側視圖,特別地描述了氧化劑噴霧器頂部和底部中氧化劑開口的朝向；圖6為鼓泡塔反應器底部的放大的側視圖特別地描述了用于在多個縱向間隔的位置將進料物流引入反應器的系統；圖7為沿著圖6中線7-7獲得的剖面俯視圖，特別地描述了圖6中所示的進料引入系統如何將進料物流分布f優選的放射狀進料區(FZ)和一個以....匕的方位象限(Q1、Q2、Q3、Q4)中;圖8為類似于圖7的剖面俯視圖，但是描述了用于將進料物流進料到反應器中的替換方式，采用各自具有多個小進料口的卡口管；圖9為替換系統的等視軸圖，該系統用于在多個縱向間隔的位置將進料物流引入反應區，無需多個容器貫穿(penetration)，特別地描述了進料分布系統可以至少部分地支撐在氧化劑噴霧器上；圖10為圖9中所示單貫穿進料分布系統和氧化劑噴霧器的側視圖；圖11為沿著圖10中線11-11獲得的剖面俯視圖，且進一步描述了支撐在氧化劑噴霧器上的單貫穿進料分布系統；圖12為替換的氧化劑噴霧器的等視軸圖，其全部氧化劑開口位于環形元件的底部中；圖13為圖12的替換的氧化劑噴霧器的俯視圖；圖14為圖12的替換的氧化劑噴霧器的仰視圖，特別地描述了用于將氧化劑流引入反應區的底部開n的位置；圖15為沿著圖13中的線15-15獲得的氧化劑噴霧器的剖面側視圖，特別地描述了較低氧化劑開口的朝向；圖i6為鼓泡塔反應器的側視圖，其在靠近反應器底部出口的位置裝有內部脫氣容器；圖17為沿著圖18中的線17-17獲得的、圖16鼓泡塔反應器的較低部分的放大的剖面側視圖，特別地描述了位于鼓泡塔反應器底部出口處的內部脫氣容器的構造；圖18為沿著圖16中的線18-18獲得的剖面俯視圖，特別地描述了布置在脫氣容器屮的防渦器；圖19為裝配W外部脫氣容器的鼓泡塔反應器的側視圖，并且描述了其中一部分離開脫氣容器底部的脫氣漿料nj用f沖洗連接f反應器底部的消除庫存(de-inventorying)管線的方式；圖2()為鼓泡塔反應器的側視圖，該反應器裝配有用于使從反應器中卨'位側位置取出的反應介質的1相脫離的混合內部/外部脫氣容器；圖21.為鼓泡塔反應器的側視圖，該反應器在靠近反應器底部的位置裝有替換的混合型脫氣容器；圖22為圖21鼓泡塔反應器的較低部分的放大剖面側視圖，特別地描述了替換的氧化劑噴霧器的使用，該噴霧器采用了接收經由反應器底盤的氧化劑物流的入U導管；圖23為類似f圖22的放大的剖面側視圖，特別地描述了用f將氧化劑物流引入反應器的杼換方式，其通過反應器下盤中的多個開口，并H.仟選地采用沖擊板以在反應器中更均勻地分布氧化劑物流；圖24為采用丫內部流動導管的鼓泡塔反應器的側視圖，由此通過將.'部分反應介質從反應器k部再循環到反應器下部來幫助改進可氧化的化合物的分散；圖25為釆用了外部流動導管的鼓泡塔反應器的側視圖，由此通過將-一部分反應介質從反應器上部再循環到反應器下部來幫助改進可氧化的化合物的分散；圖26為可以用f改進氧化反應器中nj氧化的化合物的分散的水平噴射器的剖面側視圖，特別地描述了使用引入的液休進料將反應介質吸到噴射器中的并目.將進料和反應介質的混合物^速排放到反應區中的噴射器；圖27為可以用T改進氧化反應器中可氧化的化合物的分散的垂直噴射器的剖面側視圖，特別地描述了噴射器，該噴射器結合了液體進料和入口氣體并且使用結合的兩相流體將反應介質吸入噴射器中，和將液體進料、入口氣體和反應介質的混合物高速排放到反應區屮；圖28為含^多相反應介質的鼓泡塔反應器的側視圖，特別地描述了理論上將反應介質分割為30個等體積的水平分層，由此在反應介質中量化一定的梯度；圖29為含有多相反應介質的鼓泡塔反應器的側視圖，特別地描述了第-一和第二離散的2()%連續體積的反應介質，其具有基本上不同的氧濃度和/或耗氧速率；圖30為兩個^疊反應容器的側視圖，具有或者不具有任選的機械攪拌，含有多相反應介質，特別地描述了含有離散的20%連續體積的反應介質的容器，該反應介質具有基本上不同的氧濃度和/或耗氧速率；圖31為三個并排反^容器的側視圖，具有或者不具有任選的機械攪拌，含有多相反應介質，特別地描述了含W離妝的20%連續體積的反應介質的容器，該反應介質A、基本上不同的氧濃度和/或耗氧速率；圖32A和32B為依據本發明---------種實施方案牛產的粗制對苯—甲酸(CTA)顆粒的放大圖，特別地描述了每個CTA顆粒為由多個松散結合的CTA亞-顆粒組成的低密度、卨表面積顆粒；圖33A和33B為傳統生產的CTA的放大圖，特別地描述了傳統的CT'A顆粒比圖32A和32B的本發明CTA顆粒的顆粒尺寸更人、密度更低、和表面積更小；圖34-為用于制備純化的對苯二甲酸(PTA)的現有技術方法的簡化工藝流程圖；和圖35為依據本發明的-一種實施方法來制備PTA的方法的簡化工藝流程圖。具體實施例方式本發明的一種實施方案涉及可氧化的化合物的液相部分氧化。該氧化優選地在一個或多個攪拌反應器中所含的多相反應介質的液相中進行。適宜的攪拌反應器包括，例如，氣泡攪拌型反應器(例如鼓泡塔反應器)、機械攪拌型反應器(例如連續攪拌槽反應器)、和流動攪拌型反應器(例如射流反應器)。在本發明的-一種實施方案中，該液相氧化在單一的鼓泡塔反應器屮進行。如本文中所使用的那樣，術語"鼓泡塔反應器"表示用于促進多相反應介質中化學反應的反應器,其中反應介質的攪拌主要通過氣泡從反應介質中向上運動來提供。如本文中所使用的那樣，術語"攪拌"表示消耗到反應介質中的導致流休流動和Z或混合的作功。如本文中所使用的那樣，術語"大部分(majority)"、"主要地(primariIy)"和"主耍為(predominately)"表示大丁'50%。如本文中所使用的那樣，術語"機械攪拌"應表示通過剛性或柔性元件相對于反應介質或者在其中的物理運動而導致的反應介質的攪拌例如，機械攪拌可以通過位于反應介質中的內部攪拌器、槳、振動器、或聲學隔膜(acousticaldiaphragm)的旋轉、擺動和Z或振動來提供。如本文中所使用的那樣，術語"流動攪拌"表不反應介質中一種或多種流體的高速注射和/或再循環rfl]導致的反應介質的攪拌。例如，流動攪拌可以通過噴嘴、射流器和/或噴射器來提供。在本發明的優選實施方案中，氧化期間小于約4()%的鼓泡塔反應器中的反應介質的攪拌通過機械和Z或流動攪拌來提供，更優選地小T約20%的攪拌通過機械和/或流動攪拌來提供，最優選地小于5%的攪拌通過機械和/或流動攪拌來提供。優選地，氧化期間賦予多相反應介質的機械和/或流動攪拌的量小于約3千瓦/立方米反應介質，更優選地小于約2千瓦/立方米，和最優選地小于1千瓦/立方米。現在參照圖1,描述優選的鼓泡塔反應器20,其包括Kl-反應段24和脫離段26的容器殼體22。反應段24限定內部反應區28，同時脫離段26限定內部脫離區30。通過進料入口32a、b、c、d將主要為液相的進料物流引入反應區28。通過位于反應區28下部中的氧化劑噴劣器:M將主要為氣相的氧化劑物流引入反應區28。液相進料物流和氣相氧化劑物流在反應區28中共M地形成多相反應介質36。多相反應介質36包含液相和氣相。更優選地，多相反應介質36包含具有固相、液相和氣相組分的三相介質。反應介質36的固相組分優選地由于在反應介質36的液相中進行的氧化反應的作用而沉淀在反應區28中。鼓泡塔反應器20包括位于反應區28底部附近的漿料出n38和處于脫離區30頂部附近的氣體出U40。包含反應介質36的液相和同相組分的漿料流出物通過漿料出U38從反應區28中取出，同時主要為(predominately)氣態的流出物通過氣體出口'10從脫離區30中取出。通過進料入口32a、b、c、d引入鼓泡塔反應器20的液相進料物流優選地包含可氧化的化合物、溶劑和催化劑系統。存在丁'液相進料物流中的可氧化的化合物優選地包含至少-'個烴基。更優選地，該可氧化的化合物為芳族化合物。仍更優選地，該可氧化的化合物為具有至少一個連接的烴基或者至少一個連接的取代的烴基或者至少--個連接的雜原子或者至少-一個連接的羧酸官能團(-C0()H)的芳族化合物。甚至更優選地，該可氧化的化合物為具有至少一個連接的烴基或者至少-一個連接的取代的烴基的芳族化合物，其中每個連接的基團包含卜5個碳原了。仍更優選地,nj氧化的化合物為具有正好兩個連接的基團的芳族化合物，其中每個連接的基團包含正好-一個碳原子目.由甲基和/或取代的甲基和./或至多-一個羧酸基團組成。甚至更優選地，可氧化的化合物為對-二甲苯、間-二甲苯、對-甲苯甲醛、間-甲苯甲醛、對-甲苯甲酸、間-甲苯甲酸、和/或乙醛。最優選地，可氧化的化合物為對-二甲苯。木文中所定義的"烴基"為僅僅鍵合于氫原子或其它碳原子的至少一個碳原子。木文中所定義的"取代的烴基"為鍵合于至少一個雜原子和至少--個氫原子的至少--個碳原子。本文屮所定義的"雜原子"為碳和氫原子之外的所有原子。本文屮所定義的芳族化合物包括芳環，優選地HYi-至少6個碳原子，甚至更優選地僅具W作為環部分的碳原子。該芳環的適宜實例包括但并不限f苯、聯苯、三聯苯、萘和其它碳基稠合芳環。可氧化的化合物的適宜實例包括脂肪族烴(例如烷經、支化烷烴、環烷烴、脂肪族鏈烯烴、支化鏈烯烴和環烯烴)；脂肪族醛(例如乙醛、丙醛、異丁醛和止丁醛)；脂肪族醇(例如乙醇、異丙醇、正丙醇、正丁醇和異丁醇)；脂肪族,(例如二甲基酮、乙基甲基,、二乙基酮和異丙基甲基酮)；脂肪族酷(例如甲酸甲酯、乙酸甲酯、乙酸乙酷)；脂肪族過氧化物、過酸和氫過氧化物(例如叔丁基氫過氧化物、過乙酸和二叔丁基氫過氧化物)；具有為上述脂肪族物質和其它雜原子的組合的基團的脂肪族化合物(例如包含-一種或多種烴、醛、醇、酮、酯、過氧化物、過酸和/或氫過氧化物的分了片段與鈉、溴、鈷、錳和鋯的組合的脂肪族化合物)；具有-一個或多個連接的烴基的各種苯環、萘環、聯苯、三聯苯和其它芳族基團(例如甲苯、乙苯、異丙苯、止丙苯、新戊基苯、對-二甲苯、間-二甲苯、鄰-二甲苯、三甲苯的所有異構體、四甲苯的所有異構體、五甲苯、六甲苯、乙基-甲基苯的所有異構體、二乙苯的所有異構體、乙基-二甲基苯的所有異構體、二甲基萘的所有異構體、乙基-甲基萘的所有異構體、二乙基萘的所有異構體、二甲基聯苯的所有異構體、乙基-甲基聯苯的所有異構體、二乙基聯苯的所有異構體、芪且具有一個或多個連接的J2^、芴且具有一個或多個連接的烴基、蒽H.ft"--^個或多個連接的烴基和二苯基乙烷HP、-"個或多個連接的烴基)；具有一個或多個連接的烴基和/或一個或多個連接的雜fe了的陣種苯環、萘環、聯苯、三聯苯和其它芳族基團，其可以連接于其它原子或者原子的基團(例如，苯酚、甲基苯酚的所有異構體、二甲基苯酚的所有異構體、萘酚的所有異構體、芐基甲基醚、溴代苯酚的所有異構體、溴代苯、包括a-溴代甲苯的溴代甲苯的所有異構體、二溴代苯、環烷酸鉆和溴代聯苯的所有異構體)；具有一個或多個連接的烴基和/或一個或多個連接的雜原子和/或一個或多個連接的取代的烴基的各種苯環、萘環、聯苯、三聯苯和其它芳族基團(例如苯甲醛、溴代苯甲醛的所有異構體、溴化甲苯甲醛的所有異構體(包括a-溴代甲苯甲醛的所"異構體)、羥基苯甲醛的所:化異構體、溴代-羥基苯甲醛的所W異構體、苯二甲醛(dicarboxaldehyde)的所有異構體、苯三甲醛(tricarboxaldehyde)的所有異構體、對-甲苯甲醛、間-甲苯甲醛、鄰-甲苯甲醛、甲苯一甲醛的所有異構休、甲苯三甲醛的所有異構體、甲苯M甲醛(t.etracarboxaldehyde)的所有異構體、二甲基苯二甲醛的所有異構體、二甲基苯三甲醛的所有異構體、二甲基苯四甲醛的所有異構體、三甲基苯三甲醛的所有異構體、乙基甲苯甲醛的所有異構體、三甲基苯二甲醛的所有異構體、四甲基苯二甲醛、羥基甲基-苯、羥基甲基-甲苯的所有異構體、羥基甲基-溴代甲苯的所有異構體、羥基甲基-甲苯甲醛的所有異構體、羥某甲棊-溴代甲苯甲醛的所有異構體、芐棊氫過氧化物、苯甲酰朵氫過氧化物、甲苯基甲基氫過氧化物的所W異構體和甲基苯酚甲基-氫過氧化物的所(J異構體)；具有一個或多個連接的選擇的基團的各種苯環、萘環、聯苯、三聯苯和其它芳族基團，所述選擇的基團是指烴基和/或連接的雜原子和./或取代的烴基和/或羧酸基團和/或過氧酸基團(例如苯甲酸、對-甲苯甲酸、間-甲苯甲酸、鄰-甲苯甲酸、乙基苯甲酸的所有異構體、'內基苯甲酸的所有異構體、丁基苯甲酸的所有異構體、戊基苯甲酸的所有異構體、二甲基苯甲酸的所有異構體、乙基甲基苯甲酸的所有異構體、三甲基苯甲酸的所有異構體、四甲基苯甲酸的所有異構體、五甲基苯甲酸、二乙基苯甲酸的所有異構體、苯二羧酸的所有異構體、苯二梭酸的所有異構體、甲某苯二羧酸的所有異構體、二甲某苯二羧酸的所有異構體、甲基米-:傳酸的所"異構體、溴代苯甲酸的所^異構體、二溴代苯甲酸的所W異構體、包括a-設代甲苯甲酸的溴代甲苯甲酸的所有異構體、甲苯基乙酸、羥基苯甲酸的所有異構休、羥基甲基-苯甲酸的所有異構休、羥基甲苯甲酸的所有異構休、羥基甲基-甲苯甲酸的所有異構體、羥基甲基-苯二羧酸的所有異構體、羥基溴代苯甲酸的所有異構體、羥基溴代甲苯甲酸的所有異構體、羥基甲基-溴代苯甲酸的所有異構體、羧基苯甲醛的所有異構體、二羧基苯甲醛的所有異構體、過苯甲酸、過氧羥基甲基-苯甲酸的所有異構體、過氧羥基甲基-羥基苯甲酸的所有異構體、過氧羥基羰基-苯甲酸的所有異構體、過氧羥基羰基-甲苯的所:化異構體、甲基聯苯羧酸的所有異構體、二甲基聯苯羧酸的所有異構體、甲基聯苯二羧酸的所有異構體、聯苯三羧酸的所有異構體、具有一個或多個連接的選擇的基團的芪的所有異構休、具有-一個或多個連接的選抒的基團的芴的所有異構休、具有-一個或多個連接的選擇的基團的萘的所有異構體、苯偶酰、具有一個或多個連接的選擇的基團的苯偶酰的所有異構體、二苯甲,、具有--個或多個連接的選擇的基團的二苯甲,的所有異構體、蒽醌、具有一個或多個連接的選擇的基閉的蒽醌的所有異構體、具有一個或多個連接的選擇的基團的二苯基乙垸的所有異構體、苯并香豆素和具有-一個或多個連接的選擇的基團的苯并香豆素的所有異構體)。如果液相進料物流中存在的可氧化的化合物為常規同體化合物(即，在標準溫度和壓力K為固體)，優選該可氧化的化合物當引入到反應區28中時基本....匕溶解f溶劑中。優選該可氧化的化合物在大氣壓下的沸點至少為約50°C。更優選地，該可氧化的化合物的沸點為約80-約4()(rC，并且最優選地為125-155°C。液相進料中存在的可氧化的化合物的量優選為約2-約40wt%,更優選為約4-約20wt%，最優選為6-15沐t%。現在要注意的是，液相進料中存在的可氧化的化合物可以包含兩種或者多種不同的可氧化的化學品的組合。這些兩種或多種不同的化學材料可以在液相進料物流中混合進料或者可以在多個進料物流屮分別進料。例如,可以通過單一的入n或多個獨立的入n將包含對-二甲苯、間-二甲苯、對-甲苯甲醛、對-甲苯甲酸和乙醛的可氧化的化合物進料到反應器中。液相進料物流中存在的溶劑優選地包含酸組分和水組分。優選地，液相進料物流中存在的溶劑的濃度范圍為約60-約98wt%，更優選為約80-約96wt%，最優選為8594wt%。該溶劑的酸組分優選主耍地為具有1-6個碳原子、更優選2個碳原子的有機低分子量申.羧酸。最優選地，該溶劑的酸組分主要地為乙酸。優選地，酸組分至少占該溶劑的約75%，更優選至少占該溶劑的約80%，最優選占該溶劑的85-98%，余量主要地為水。引入鼓泡塔反應器20屮的溶劑可以包括少量雜質，例如對-甲苯甲醛(para-tolualdehyde)、對苯二甲醛、4-羧基苯甲醛(4-CBA)、苯甲酸、對-甲苯甲酸、對-甲苯甲醛(para-to:Luicaldehyde)、a-溴-對-甲苯甲酸、間苯二甲酸、鄰苯二甲酸、偏苯三酸、多芳烴和/或懸浮顆粒。優選地，引入鼓泡塔反應器20中的溶劑中的雜質總量小于約3wt%。液相進料物流中存在的催化劑系統優選為均質的、液相催化劑系統，其能夠促進可氧化的化合物的氧化(包括部分氧化)。更優選地，該催化劑系統包括至少一種多價過渡金屬。仍更優選地，該多價過渡金屬包括鈷。甚至更優選地，該催化劑系統包括鈷和溴。最優選地,該催化劑系統包括鈷、溴和錳。當催化劑系統中存在鈷時，優選液相進料物流中存在的鈷的量使得反應介質36的液相中鈷的濃度保持在約300-約6000份/百萬(重量)(卯mw)，更優選為約700-約4200卯mw，最優選為i200-3000ppmw。當催化劑系統中存在溴時，優選液相進料物流中存在的溴的量使符反一介質36的液相中溴的濃度保持在約:《)()-約5()()()卯mw,更優選為約600-約4000ppiro，ig優選為900-3000卯iw。當催化劑系統中存在錳時，優選液相進料物流巾存在的猛的一使fl反應介質36的液相中錳的濃度保持在約20-約l()OO卯mw，更優選為約40-約500ppmw，最優選為50-200ppmw。上面提供的、反應介質36的液相中鈷、溴和./或錳的濃度是基于時間平均和體積平均表不的。本文中所使用的術語"時間平均"應表不在至少100秒的連續時間內同等進行的至少i0次測量的平均。本文中所使用的術語"休積平均"應表示在整個-一定休積內在均勻的二維間距處進行的至少l()次測量的平均。引入反應區28中的催化劑系統中鉆與溴的重量比(Co:Br)優選為約(),25:i-約4:i，更優選為約o.5:]-約3:i，最優選為o.75:1-2:i.。引入反應區28中的催化劑系統中鈷與錳的重量比(Co:Mn)優選為約0,3:1-約40:l，更優選為約5:1-約？)o:i，最優選為i.o:1-25:i。引入鼓泡塔反應器20中的液相進料物流可以包括少量雜質，例如甲苯、乙苯、對-甲苯甲醛、對苯二甲醛、'1-羧基苯甲醛('1-CBA)、苯甲酸、對-甲苯甲酸、對-甲苯甲醛、a-溴-對-甲苯甲酸、間苯二甲酸、鄰苯二甲酸、偏苯三酸、多芳烴和/或懸浮顆粒。當鼓泡塔反應器2()用于生產對苯二甲酸時，間-二甲苯和鄰-二甲苯也被認為是雜質。優選地，引入鼓泡塔反應器20中的液相進料物流中的雜質總量小丁'約3rt.%。雖然圖1描述了這樣的實施方案其中可氧化的化合物、溶劑和催化劑系統混合在-一起并作為單--的進料物流引入鼓泡塔反應器20中，但是在本發明的備選實施方案中，可氧化的化合物、溶劑和催化劑可以分別被引入鼓泡塔反應器20屮。例如,可以通過與溶劑和催化劑入U分開的入U將純的對-二甲苯物流進料到鼓泡塔反應器20中。通過氧化劑噴霧器34引入鼓泡塔反應器20的、主要為(predominately)氣相的氧化劑物流包含分子氧(02)。優選地，該氧化劑物流包含約5-約40mol^的分子氧、更優選約15-約3()molX的分子氧、最優選18-24molX的分子氧。優選該氧化劑物流的余量主要地由對氧化呈惰性的-'種或多種氣體(如氮氣)組成。更優選地，該氧化劑物流基本上由分子氧和氮氣組成。最優選地，該氧化劑物流為千燥空氣，其包含約21molX的分子氧和約78-約81molX的氮氣。在本發明的備選實施方案中，該氧化劑物流可以包含基本上純凈的氧。再次參照圖l，鼓泡塔反應器20優選地裝配:丫/位于反應介質36的上表面44之上的回流分布器42。回流分布器42可以經操作以通過本領域公知的任意微滴形成方式將主要為液相的回流物流微滴引入脫離區30。更優選地，回流分布器42形成朝下指向反應介質36的....匕表面44的微滴噴霧。優選地,這種微滴的向下噴霧作用(affect)(即接合(engage)和影響(influence))脫離區30的最大水平橫截面積的至少約50%。更優選地，該微滴噴霧作用脫離區30的最大水平橫截面積的至少約75%。最優選地，該微滴噴霧作用脫離區30的最人水平橫截面積的至少約90%。這種向下的液體回流噴霧可以有助于防止在反應介質36的上表面44處或之....匕起泡，并且也可以有助于在流向氣體出n40的向....匕運動的氣體中夾帶的任意液體或漿料微滴的脫離。另外，該液體冋流可以用于降低存在于通過氣體出口40從脫離區3()中取出的氣態流出物中的顆粒和nJ能沉淀的化合物(例如溶解的苯甲酸、對-甲苯甲酸、4-CBA、對苯—甲酸和催化劑金屬鹽)的量。另外，回流微滴引入脫離區3()可以通過蒸餾作用用于調節通過氣體出口4()取出的氣態流出物的組成。通過回流分布器42引入鼓泡塔反應器20的液體回流物流優選地大約具有與通過進料入口32a、b、c、d引入鼓泡塔反應器20的液相進料物流的溶劑組分相同的組成。由此，優選地，液體回流物流包含酸組分和水。回流物流的酸組分優選為具有l-6個碳原子、更優選2個碳原子的低分子量有機單羧酸。最優選地，該冋流物流的酸組分為乙酸。優選地，該酸組分占該回流物流的至少約75wt%,更優選占該回流物流的至少約8()wt%，最優選占該回流物流的85-98wt%，余量為水。由于該回流物流通常具有與液相進料物流中的溶劑基本相同的組成,所以當本說明書提到引入反應器的"全部溶劑"時，該"全部溶劑"應包括該回流物流和該進料物流的溶劑部分二者。在鼓泡塔反應器20中的液相氧化期間，優選將進料、氧化劑和回流物流基木l:連續地引入反應區28，同時將氣體和槳料流出物流基本上連續地從反應區28中取出。本文屮所使用的術語"棊本....匕連續地"應表示為被小于10分鐘間隔的至少10小時的周期。氧化期間，優選地，以至少約8000kg/小時、更優選約13000-約80000kgZ小時、仍更優選約18000-約5()00()kg/小時、最優選22000-30()00kg/'小時的速率將可氧化的化合物(例如對-二甲苯)基本上連續地引入反應區28。雖然，通常優選地，進入的進料、氧化劑和回流物流的流速基本--匕是穩定的，但是現在要注意的是，本發明的一種實施方案考慮了脈沖調制所述進入的進料、氧化劑和Z或回流物流，由此改進混合和傳質。當以脈沖輸送方式引入進入的進料、氧化劑和/或回流物流時，優選地它們的流速在木文中所述的穩態流速的約0-約500%之內、更優選在本文中所述的穩態流速的約30-約200%之內、最優選在本文中所述的穩態流速的80-120%之內變化。鼓泡塔氧化反應器20中的平均空時速率(STR)定義為每單位時間每單位體積反應介質36進料的可氧化的化合物的質量(例如每立方米每小時進料的對-二甲苯的千克數)。在常規用法中，通常在計算STR之甜，從進料物流中可氧化的化合物的量中減去未轉化為產物的可氧化的化合物的量。但是，對于本文中很多優選的可氧化的化合物(例如對-二甲苯)來說，轉化率和產率通常較高，而適當地如上所述定義本文中的術語。特別地，出于投資成木和運行庫存的考慮，通常優選以高s're進行反應。但是，在逐漸增高的s'ra--F進行反應可能影響部分氧化的質量或產率。當可氧化的化合物(例如對-二甲苯)的STR為約25kg/立力'米/小時—約40()kg/立力'米/小時、更優選約3()kg/立力'米/小時—約250kg/'立方米/小時、仍更優選約35kg,Z立方米Z小時-約150kg/"立方米/小時、最優選40kg/立方米/小時-100:kg/立方米/小時時，鼓泡塔反應器20是特別有用的。鼓泡塔氧化反應器20中的氧-STR定義為每單位時間每單位休積反應介質36消耗的分子氧的重量(例如每立方米每小時消耗的分子氧的千克數)。特別地，出于投資成本和溶劑的氧化消耗的考慮，通常優選以高氧-STR進行反應。但是，在逐漸增高的氧-STR卜.進行反應最終降低部分氧化的質量或產率。不受理論限制，似乎這點可能與分子氧從氣相到在界面區域的液體和由此進入到主體液體的傳遞速率相關。過高的氧-STR可能導致反應介質的主體液相屮溶解的氧含量過低。全程的平均氧-STR在本文中定義為每單位時間在反應介質36的全部體積中消耗的所有氧的重量(例如每立方米每小時消耗的分了氧的千克數)。當全程的平均氧-STR為約25kg./立方米/小時-約400kg./立方米/小時、更優選約30kg./立方米/小時-約25()kg/立方米/小時、仍更優選約35kg/立方米/小時-約15()kg/立方米/小時、最優選40kg/立方米/小吋-100kg/立方米/小吋吋，鼓泡塔反應器20是特別有用的。在鼓泡塔反應器20中的氧化期間，優選地將全部溶劑(來自進料和回流物流二者)的質量流速與進入反應區28的可氧化的化合物的質量流速的比值保持在約2:1-約so:1，更優選約5:卜約40:1,最優選7.5:i-25:i。優選地，作為進料物流-一部分引入的溶劑的質量流速與作為回流物流一部分引入的溶劑的質量流速的比值保持在約o,5:卜無論什么時候都無回流物流流動，更優選約o,5:i-約4:i，仍更優選約i:卜約2:1,最優選i.25:h.5:i。/十:鼓泡塔反應器20中的液相氧化期間，優選地引入鼓泡塔反應器20的氧化劑物流的HJS提t"、稍微超過所需化學計量氧的分子氧。對于特定可氧化的化合物的最佳結果來說聽S的過量分子氧的量影響了該液相氧化的整體經濟性。在鼓泡塔反應器20中的液相筑化朋問，優選氧化劑物流的質量流速與進入反應器20的可氧化的有機化合物(例如對-一甲米)的質量流速的比值保持在約o.5:1-約20:i，更優選約i:1-約io:i，最優選2:1-6:i。再次參照圖i，引入鼓泡塔反應器20的進料、氧化劑和回流物流--------起形成至少-----部分多相反應介質,％。反應介質36優選為包含固相、液相和氣相的二相介質。如上所述，可氧化的化合物(例如對-二甲苯)的氧化主耍在反應介質36的液相中進行。由此，反應介質36的液相包含溶解的氧和可氧化的化合物。鼓泡塔反應器20中發生的氧化反應的放熱特性導致一部分通過進料入口32a、b、c、d引入的溶劑(例如乙酸和水)沸騰/氣化。由此，反應器20屮反應介質36的氣相主要地由氣化的溶劑和未溶解的、未反應部分的氧化劑物流形成。一些現"技術的氧化反應器采用了換熱管./散熱片來加熱或冷卻反應介質。但是，這種熱交換結構在本發明反應器和本文中所述的方法中nj能是不期望的。til此，優選地，鼓泡塔反應器20基本上不包括接觸反應介質36的目.顯示時間平均熱通量大于30000瓦/平方米的表面。反應介質36的液相中溶解的氧的濃度為從氣相傳質的速率與液相內反應消耗速率之間的動態平衡(B卩，其并非僅由供給的氣相中分子氧的分壓來設定，但是這是溶解的氧的供給速率中的一種因素并且其的確影響了溶解氧的濃度上限)。溶解氧的量局部變化，靠近氣泡界面處較高。通常，溶解氧的量取決于反應介質36的不同區域屮供給與需求因素的平衡。瞬時地，溶解氧的量取決于相對于化學品消耗速率的氣體和液體混合的均勻性。在設計以適3地在反應介質36的液相中使溶解氧的供給與需求匹配時，優選使反應介質36的液相中時間平均和休積平均的氧濃度保持高于約ippm摩爾，更優選約4-約iOOOppm摩爾，仍更優選約8-約5()()ppm摩爾，最優選12-12()ppm摩爾。鼓泡塔反應器20中進行的液相氧化反應優選地為形成固體的沉淀反應。更優選地，鼓泡塔反應器20巾進行的液相氧化導致至少約1.(hrtX的引入反應區28的可氧化的化合物(例如對-二甲苯)在反應介質36中形成固體化合物(例如粗制對苯二甲酸顆粒)。仍更優選地，該液相氧化導致至少約5(hrtX的可氧化的化合物在反應介質36屮形成固體化合物。最優選地，該液相氧化導致至少90wt^的可氧化的化合物在反應介質36中形成固體化合物。優選地，反應介質36中固體的總量大f約3wtX,基f時間平均和體積平均。更優選地，保持反應介質36中固休的總量為約5-約40wL^，仍更優選約i0-約35機％，最優選為15-3()wt%。優選地鼓泡塔反應器2()中生成的氧化產物(例如對苯二甲酸)的絕大部分以固體形式存在丁'反應介質36中，相對地剩余部分溶解丁'反應介質36的液相中。存在于反應介質36中的固相氧化產物的S優選地為反應介質36巾全部氧化產物(固相和液相)的至少約25wt%，更優選為反應冗諷36中全部氧化產物的至少約75wt%，最優選為反應介質36中全部氧化產物的至少95wt%。上述對于反應介質36中同體量所提供的數值范圍應用f在基本上連續的時間段內鼓泡塔20的基本上穩態的操作，并不應用f鼓泡塔反應器20的啟動、停車或次最佳的操作。反應介質36中的固休量通過重量分析法來測量。在該重量分析法中，從反應介質中取出代表性部分的漿料并稱重。在有效地保持存在于反應介質中的全部固-液分配的條件下，通過沉降或過濾將自由液體從固體部分中有效地除去，不損失沉淀的固體且使小于約10%的初始液體物質與固體部分一起剩余。將固體I-.剩余的液體有效地蒸發至干，不使固體升華。將剩余部分的固體稱重。固體部分的重量與漿料的原始部分的革:量之比為固體的分數,通常以百分比表示。鼓泡塔反應器20中進行的沉淀反應可能導致一些接觸反應介質36的剛性結構表面上的結垢(即固體聚集)。ttl此，在本發明的一種實施方案中，優選地，鼓泡塔反應器20基本上在反應區28內不包含內部熱交換、攪拌或折流(baffling)結構，因為這些結構將容易結垢。如果反應區28中存在內部結構時，期望避免具有包括大^向上朝向的平面表面區域的外表面的內部結構，因為這些向上朝向的平面表面特別容易結垢。由此，如果反應區28內存在任何內部結構時，優選地小于約20%的該內部結構全部向i:朝向的暴露的外表面區域由基本上平面的表面形成，該表面傾斜于水平面小于約15度。再次參照圖1，鼓泡塔反應器20的物理結構有助于提供可氧化的化合物(例如對-二甲苯)的優化氧化,生成最少的雜質。優選地，容器殼體22的細長的反應段24包括基本上圓柱形主體46和底蓋48。反應區28的上端由跨越圓柱形主體46的頂部延伸的水平面50限定。反應區28的下端52由底蓋48的最低內表面限定。通常，反應區28的下端52位于靠近用于漿料出口38的開口。由此，鼓泡塔反應器2()內所限定的伸長的反應區28具有沿著圓柱形主體46仲長的軸向、從反應區28的頂端50到下端52測量的最大長度"L"。反應區28的長度"L"優選為約10-約l()()m，更優選約20-約75m，最優選25-50m。反應區28具有通常等于圓柱形主體46的最人內徑的最人直徑(寬度)"D"。反應區28的最人直徑":[)"優選為約1-約12m，更優選約2-約l.()m，仍更優選約3,1-約9m，最優選4-8m。在本發明的優選實施方案中，反應區28的長徑比"L:D"比值為約6:1-約30:i。仍更優選地，反應區28的L:D比值為約8:1-約20:l。最優選地，反應區28的L:D比值為9:丄—丄5:丄。如上所討論的那樣，鼓泡塔反應器2()的反應區28接收多相反應介質36。反應介質36具有與反應區28的下端52重合的底端和位T上表面44處的頂端。沿著水平面限定反應介質36的l:表面44，該水平面在其巾反應區28的內含物從氣相連續狀態轉變為液相連續態的垂直位置橫截反應區28。上表面44優選地位于其中反應區28的內含物的薄水平片段的局部時間平均氣體滯留量為().9的垂:有位置。反應介質36IVY]在)i:上端與下端之間測量的最大高度"H"。反應介質36的最大寬度"W"通常等刊圓柱形主體46的最大直徑"I)"。在鼓泡塔反應器20中的液相氧化期間，優選地使H保持在L的約60-約丄20%，更優選L的約80-約丄丄0%，最優選L的85-100%。在本發明的優選實施方案中，反應介質36的卨寬比"H:W"比值大于約3:1。更優選地，反應介質36的h:w比值為約7:1-約25:i。仍更優選地，反應介質36的h:w比值為約8:1-約2():i。最優選地，反應介質36的:h:w比值為9:1-1.5:i.。在木發明的-一種實施方案中，L=II和D=W，使得本文中對于L和D提供的各種尺-、丄或比值也適用于H和W，反之亦然。根據本發明實施方案提供的相對高的L:D和H:W比值可以有助f本發明系統的幾種重要優點。如下進-一歩詳細討論的那樣，已發現，較高的l:d禾卩h:w比值，以及一些下面所討論的其它特征，可以促進反應介質36中分子氧和/或可氧化的化合物(例如對-二甲苯)的有益的垂直濃度梯度。與優選到處濃度相對均-'的良好混合的反應介質的傳統知識相反，已發現，氧和/或可氧化的化合物濃度的垂直分段促進了更有效的和更經濟的氧化反應。使靠近反應介質36頂部的氧和可氧化的化合物濃度最小化，可以有助于避免通過上部氣體出n4()的未反應氧和未反應可氧化的化合物的損失。但是，如果整個反應介質36內可氧化的化合物和未反應氧的濃度較低時，那么氧化的速率和/或選擇性就被降低。til此，優選地，靠近反應介質36底部的分了氧和/或nj氧化的化合物的濃度大大高f靠近反應介質36頂部的濃度。另夕卜，卨L:D和H:W比值導致反應介質36底部的壓力大大卨于反應介質36頂部的壓力。這種垂直壓力梯度源丁'反應介質36的高度和密度。這種垂直壓力梯度的-種優點在于，相對于在其他情況F在淺薄反應器中在相當的溫度和塔頂壓力F可以實現的氧溶解度和傳質，容器底部升高的壓力推動了更人的氧溶解度和傳質。由此，可以在低于更淺薄容器屮所需的溫度下進行該氧化反應。當鼓泡塔反應器20j-tj于對-二甲苯部分氧化為粗制對苯二甲酸(CTA)時，在界f.l-相同或更好的氧傳質速率下在較低反應溫度下操作的能力具有許多優點。例如，對-二甲苯低溫氧化降低了反應期間燃燒的溶劑的量。如K進—歩詳細討論的那樣，低溫氧化也有利于形成小的、高表面積的、松散結合的、容易溶解的CTA顆粒,相對于通過傳統^溫氧化方法制得的大的、低表面積的、致密CTA顆粒來說，可'以對其進行更經濟的純化技術。在反應器20巾的氧化期間，優選地，保持反向介質36的時間平均和體積平均溫度范圍為約125-約20(TC，更優選約140-約18CTC，設優選150-170°C。反應介質36之上的塔頂壓力優選保持為約1-約2()bar表壓(barg)，更優選約2-約12barg,最優選4-8barg。優選地，反應介質36頂部和反應介質36底部之間的壓差為約0.4-約5bar，更優選壓差為約0,7-約3bar，最優選壓差為1-2bar。雖然通常優選將反應介質36之上的塔頂壓力保持在相對恒定的數值，但是本發明的-一種實施方案包括脈沖調節塔頂壓力，由此促進反應介質36中改進的混合和/或傳質。當脈沖調節塔頂壓力時,優選地脈沖壓力為本文中所述的穩態塔頂壓力的約60-約140%，更優選為本文中所述的穩態塔頂壓力的約85-約115%,最優選為木文中所述的穩態塔頂壓力的95-105%。反應區28的高L:d比值的另一優點在于，其可以有助于反應介質36的平均表觀速度的增加。本文屮對于反應介質36所使用的術語"表觀速度"和"表觀氣體速度"表示反應器中某-一高處的反應介質36的氣相的體積流速除以該高度處的反應器的水平橫截面積。til高L:D比值的反應區28提供的升高的表觀速度可以促進局部混合和增加反應介質36的氣休滯留量。在反應介質36的四分之---高度、半高度和Z或四分之三高度處，反應介質,％的時間平均表觀速度優選地大于約().3米/秒，更優選地為約().8-約5米/秒，仍更優選地為約0.9-約4米/秒，最優選地為卜3米/秒。再次參照圖l，鼓泡塔反應器20的脫離段26僅僅為直接位于反應段24之k的容器殼體22的加寬部分。當氣相上升到反應介質36的上表面44之上且到達氣體出口40時，脫離段26降低了鼓泡塔20中向上流動的氣相的速度。氣相向上速度的這種降低:丫/助于促進在向上流動的氣相中夾帶的液體和/或固體的除去，并且山此降低了反應介質36的液相中存在的-一些組分的不期望的損失。脫離段26優選地包括常規截頭圓錐體型過渡壁54、常規圓柱形寬側壁56和頂蓋58。過渡壁54的窄下端連接T反應段24的圓柱形主體46的頂部。過渡壁54的寬上端連接于寬側壁56的底部。優選地，過渡壁54以相對于垂直方向約10-約7()度的角度、更優選相對于垂直方向約15-約50度的/D度、最優選相對于垂直方向15-45度的伯度從其窄下端向上和向外延伸。寬側埤56具有最大:,:徑"X",其通常大于反應段24的最大.宵徑"D"，盡管當反應段24的上部直徑小于反應段24的總最大直徑時，那么X可以實際上小于D。在本發明的優選實施方案中，寬側壁56的直徑與反應段24的最大直徑的比值"X:D"為約0.8:i-約4:i，最優選為i.i:i-2:i。頂蓋58連接于寬側壁56的頂部。頂蓋58優選地為常規橢圓形頭部元件，其限定容許氣體通過氣體出口4()溢出脫離區3()的中心開口。或者，頂蓋58可以是各種形狀,包括圓錐形。脫離區30具有從反應區28頂部50到脫離區30最k部測^的最大高度"Y"。反應區28的長度與脫離區30的高度的比值"L:Y"優選的為約2:1-約24:1，更優選約3:1-約20:1，最優選4:卜ie:i。現在參照圖1-5，現在將更詳細地討論氧化劑噴霧器34.的位置和結構。圖2和3顯示，氧化劑噴霧器34可以包括環形元件60、橫向元件(cross-member)62和一對氧化劑進入導管64a、b。便利地，這些氧化劑進入導管64a、bnj以在環形兀件60之....匕的高度處進入容器并日.隨后轉為向下，如圖2和3中所示。或者/氧化劑進入導管64a、b可以在環形元件6()之下或者在與環形元件6()近似相同的水平面上進入容器。每個氧化劑進入導管64a、b包括連接T在容器殼體22中形成的各自氧化劑入口66a、b的第-'端和流體連接T環形元件60的第二端。環形元件60優選地由導管、更優選多個直的導管段、最優選多個直的管道段形成，其剛性地彼此相連，由此形成管狀多邊形環。優選地，環形元件60由至少3個直的管道段、更優選6-10個管道段、最優選8個管道段形成。由此，當環形元件60由8個管道段形成時，其通常具W八邊形結構。橫向元件62優選地由基本上直管道段形成，所述直管道段流體連接f環形兀件60的相對管道段并且在環形兀件60的相對管道段之間成對角延伸。用于橫向元件62的管道段優選地具有基本上與用于形成環形元件60的管道段相同的直徑。優選地，組成氧化劑進入導管64a、b，環形元件60和橫向元件62的管道段具有大于約0,1m、更優選約0.2-約2m、最優選約0,25-lm的標稱直徑。可能最好如圖3中所描述的那樣，環形元件6()和橫向元件62各自呈現用于將氧化劑物流向k排放到反應區28中的多個上部氧化劑開口68。可能最好如圖4中所描述的那樣，環形元件60和./或橫向元件62可以呈現用于將氧化劑物流向下排放到反應區28屮的一個或多個——F部氧化劑開n70。下部氧化劑開U70也可以用于排放可能侵入環形元件60和Z或橫向元件62中的液體和/或固體。為了防止固體在氧化劑噴霧器34內部聚集，i寸以連續地或者周期性地使液體物流通過噴霧器34，由此沖洗出仟意集聚的固休。再次參照圖卜4,在鼓泡塔反應器2()中的氧化期間，氧化劑物流分別被推過氧化劑入口66a、b并推入氧化劑進入導管64a、b。隨后，通過氧化劑進入導管64a、b將氧化劑物流輸送到環形元件60中。一旦氧化劑物流進入環形元件60，氧化劑物流就被分布在環形元件60和橫向元件62的整個內部體積中。隨后氧化劑物流從氧化劑噴霧器34中擠出并且通過環形元件60和橫向元件62的上、下部氧化劑開U68、70擠到反應區28中。上部氧化劑開口68的出口彼此橫向間隔開并且位f反應區28中基本....匕相等高度處。由此，上部氧化劑開口68的出口通常沿著由氧化劑噴霧器34的頂部所限定的基本上水平的面定位。下部氧化劑開口7()的出口彼此在橫向間隔開并且位于反應區28中基本上相等高度處。由此，下部氧化劑開口70的出口通常沿著由氧化劑噴霧器34的底部所限定的基木k水平的面定位。在本發明的--------種實施方案中，氧化劑噴霧器34具有至少約20個形成于其中的上端氧化劑開n68。更優選地，氧化劑噴霧器34具有范圍為約40-約800個形成于其屮的....匕端氧化劑開U。最優選地,氧化劑噴霧器34具17范圍為60-400個形成于其中的上端氧化劑開口68。氧化劑噴霧器34優選地具有至少約1個形成f其中的K端氧化劑開口70。更優選地，氧化劑噴霧器34具有范閨為約2-約40個形成于其中的下端氧化劑開口70。最優選地，氧化劑噴霧器:M具有范圍為8-20個形成于其中的——F端氧化劑開口7()。氧化劑噴霧器34中上端氧化劑開口68與下端氧化劑開口70的數目之比優選范圍為約2:卜約ioo:1，更優選范闈為約5:1-約25:1，且最優選范闈為8:i-]5:i。基木i:全部上下端氧化劑開口68、70的直徑優選地基本上相同，使得上下端開口68、70中流出的氧化劑物流的體積流速比值某本上等同于上面對于....匕下端氧化劑開n68、70的相對數目所給出的比值。圖5描述了從上卜'端氧化劑開口68、70中排出氧化劑的方向。對f上端氧化劑開口68，優選地，至少一部分上端氧化劑開口68以偏離垂直方向的角度"A"排出氧化劑物流。優選地，以角度"A"偏離垂直方向的上端氧化劑開口68的百分比為約30-約9()%，更優選約50-約80%，仍更優選60-75%,最優選約67%。角度"A"優選為約5-約60度，更優選為約10-約45度，最優選為15-3()度。對于——Rl氧化劑開口7()，優選地，基木l:全部——Rl氧化劑開口70位于環形元件60和/或橫向元件62的最低端部分附近。由此，可以通過下端氧化劑開n70容易地將可能非有意地進入氧化劑噴霧器34的任意液體和/或固體從氧化劑噴霧器34中排出。優選地，下端氧化劑開U70以基本上垂直的角度向下排出氧化劑物流。出f這種描述的目的，....匕端氧化劑開口可以是以通常向....匕的方向(即，以高f水平面的角度)排出氧化劑物流的仟意開口，目.下端氧化劑開口可以是以通常向下的角度(B卩，以低于水平面的角度)排出氧化劑物流的任意開口。在許多含有多相反應介質的傳統鼓泡塔反應器中，基本上所有位T氧化劑噴霧器(或者用于將氧化劑物流引入反應區的其它機構)F面的反應介質具有非常低的氣體滯留量值。如^領域中公知的那樣，"氣體滯留量"只是氣態下多相介質的體積分數。介質中低氣體滯貿一的區域也可以稱為"未充氣的"區域。在多種常規漿料鼓泡塔反應器屮，反應介質全部^積的絕大部分位于氧化劑噴霧器(或者用于將氧化劑物流引入反應區的其它機構)之下。由此，存在f傳統鼓泡塔反應器底部的絕大部分的反應介質是未充氣的。已發現，使在鼓泡塔反應器中進行氧化的反應介質中未充氣區的數量最小化可以使某類不期望的雜質生成最小化。反應介質的未充氣區含有相對較少的氧化劑氣泡。這種低體積的氧化劑氣泡降低丫溶解到反應介質的液相中可獲得的分子氧的量。由此，反應介質的未充氣區中液相具有較低濃度的分子氧。這些反應介質的缺氧的、未充氣區傾向于促進不期望的副反應，而不是期望的氧化反應。例如，當對-二甲苯部分氧化以形成對苯二甲酸時，反應介質液相中不足的氧的可得性可能導致形成不期望的高數量的苯甲酸和偶合(coup1ed)芳環，特別地包括非常不期望的稱為芴酮和蒽醌的顯色分了。根據本發明的-一種實施方案，在以使得具有低氣休滯留量的反應介質的休積分數最小化的方式構造和操作的鼓泡塔反應器中進行液相氧化。這種未充氣區的最小化可以通過理論上將反應介質的全部體積分為2000個均勻體積的離散水平片段來量化。除了最高和最低的水平片段之外，每個水平片段為在其側面由反應器側壁限制的且在其頂部和底部由虛構的水平面限制的離散體積。最高水平片段在其底部由虛構的水平面限制且在其頂部由反應介質的上表面限制。最低水平片段在其頂部由虛構的水平面限制且在其底部由容器的下端限制。-一旦反應介質已理論上被分為相等體積的2000個離散水平片段,可以測量每個水平片段的時間平均和體積平均氣體滯留S。當采用這種量化未充氣區數量的方法時，優選地，時間平均和休積平均氣休滯留量小于O,i的水平片段的數目小于30，更優選小于15，仍更優選小于6，甚至更優選小于4，最優選小于2。優選地，氣體滯留^小于().2的水平片段的數目小丁'80，更優選小丁'40，仍更優選小丁'20，甚至更優選小丁'12，最優選小丁'5。優選地，氣體滯留還:小于().3的水平片段的數目小于120，更優選小于80，仍更優選小于40，甚至更優選小于20，最優選小于15。再次參照圖1和2，已發現,在反應區28屮將氧化劑噴霧器34安置較低提供了幾種優點，包括降低了反應介質36中未充氣區的數量。假設反應介質36的高度"H"、反應區28的K度"L"和反應區28的最大直徑"I)",優選地，將大部分(即>50wt%)的氧化劑物流在反應區28下端52的約0.025H、0,022L和/或0.25D之內引入反應區28。更優選地，將大部分氧化劑物流在反應區28下端52的約().()2H、().()18L和/或().21)之內引入反應區28。最優選地，將大部分氧化劑物流在反應區28下端52的0,O風O.013L和/或0,15D之內引入反應區28。在圖2中所示的實施方案中，反應區28下端52與氧化劑噴霧器34的上部氧化劑開n68的出n之間的垂有J巨離"Y!"小于約0,25H:、().022L和/或0,251)，使得基本上全部氧化劑物流在反應區28下端52的約0.25H、0.022L和/或0.25D之內進入反應區28。更優選地，Yt小f約0.(肌O,018L和/或0,2D。最優選地，Y！小f0,()15H、().013L和/或0.丄5D，但是大于0.005H、0.004L和/或0,06D。圖2描述了位于其中容器殼休22的圓柱形主體46的底邊與容器殼體22的橢圓形底蓋48的頂邊結合的位置的切線72。或者，底蓋48可以是任意形狀，包括圓錐形,且切線仍然定義為圓柱形主體46的底邊。切線72與氧化劑噴霧器34的頂部之間的垂直距離"￥2"優選地至少為約0,(K)12H、0.()OIL和/或0,OID;更優選至少為約0,00511、0,004L和./或0,05D;最優選為至少0,01II、0.008L和/或0,1D。反應區28下端52與氧化劑噴霧器34的下部氧化劑開n70的出門之間的垂宵距離'13"優選地小于約0,015H、0.013L和,Z或0,15D;更優選小于約0.012H、0,OIL和Z或0,ID;最優選小f0.01H、0,(K)8L、和/或0.0751)，但是大f0.003:H、0,002L、禾口/或0.0251)。在本發明的優選實施方案中，構造將氧化劑物流和進料物流排放到反應區中的開口，使得從開口排放的氧化劑或進料物流的量(屯^:)與該開口的開口面積成止:比。由此，例如，如果50%的由全部氧化劑開口限定的累積開口面積位丁-反應區底部的0.15D之內，那么5(hrtX的氧化劑物流在反應區底部的0.151)之內進入反應區，反之亦然。除了通過使反應介質36中未充氣區(即具有低氣體滯留量的區域)最小化提供的優點之外，已發現，可以通過使整個反應介質36的氣體滯留量最大化來強化氧化。反應介質36優選的時間平均和體積平均氣體滯留量為至少約0,4,更優選為約0,6-約0,9,最優選為0.65-0.85。幾種鼓泡塔反應器20的物理和操作特征有助于上面所討論的高氣休滯留量。例如，對于給定的反應器尺寸和氧化劑物流流動來說，反應區28的高L:D比值產生較低的直徑，其增加了反應介質36中的表觀速度，其反過來增加丫1體滯留量。另外，即使對于給定的恒定表觀速度來說，鼓泡塔的實際直徑和L:I)比值公知會影響平均氣體滯留量。另外，最小化特別是反應區28底部中的未充氣區，有助于增加氣體滯留量值。另外，鼓泡塔反應器的塔頂壓力和機械結構可以影響在高表觀速度F的操作穩定性和本文屮所公開的氣體滯留量值。另外，本發明者已發現，采用優化的塔頂壓力進行操作對f獲得增加的氣體滯留量和增強的傳質來說是重要的。似乎，采用較低的塔頂壓力操作(根據Heni7定律，這降低了分子氧的溶解性)將降低分子氧從氣體到液體的傳質速率。在機械攪拌型容器中，這種情形是典型的，因為充1程度和傳質速率由攪拌器設計和塔頂壓力支配。但是，在根據本發明優選實施方案的鼓泡塔反應器中，已發現了如何使用較低的塔頂壓力來導致給定質y:的氣相氧化劑物流占據更多體積，增加反應介質36中的表觀速度并且進而增加氣體滯留量和分子氧的傳遞速度。氣泡聚并和破裂之間的平衡是極復雜的現象，一方面導致起泡趨勢，其降低了液相的內部循環速率并且其可能需要非常、非常大的脫離區；并且另一方面導致較少的、非常大的氣泡趨勢，其產牛較低的氣休滯留量和從氧化劑物流到液相的較低傳質速度。關于液相，除了別的因素之外，其組成、密度、粘度和表面張力公知以非常復雜的方式相互作用，由此即使不存在固相吋也產生非常復雜的結果。例如，當對T即使簡單的水-空氣鼓泡塔進行報道和評價觀測時，實驗室研究者已發現其適用于定性"水"是自來水、蒸餾水、還是去離子水。對于液相中的復雜混合物和對于加入固相來說，復雜程度進一步提高。除了其它因素之外，個體固體顆粒的表面不規則性、固體平均尺寸、粒度分布、相對于液相的固體量和液體潤濕同體表面的能力在它們與液相和氧化劑物流的相互作用中在確定將產生怎樣的鼓泡行為和自然對流流型中均是重要的。由此，鼓泡塔反應器以本文中所公開的高表觀速度和高氣休滯留量有用地起作用的能力取決于例如適當地選擇(l)反應介質的液相組成；(2)沉淀固體的量和類型，二者都可以通過反應條件來調節；(3)進料到反應器中的氧化劑物流的量；(4)塔頂壓力，其影響氧化劑物流的體積流動、氣泡穩定性，和通過能還:平衡影響反應溫度；(5)反應溫度木身，其影響流體性能、沉淀固體的性能、和氧化劑物流的比容；和(6)反應容器的幾何形狀和機械細節,包括L:D比值。再次參照圖l，已發現，可氧化的化合物(例如對-二甲苯)在反應介質36中的改進分布可以通過在多個垂直間隔的位置將液相進料物流引入反應區28來提供。優選地，通過至少3個進料口、更優選至少4個進料口將液相進料物流引入反應區28。本文中所使用的術語"進料口"表示其中將液相進料物流排放到反應區28中以與反應介質36混合的開口。優選地，至少2個進料口彼此垂直間隔至少約0.5D，吏優選地至少約1.5D，最優選地至少3D。但是，優選地，最高的進料口與最低的氧化劑開口之間垂直間距不大于約0.75H、0,65L和/或8D;更優選不人于約0,5II、0,4L和/或5D;最優選地不人于0,4II、0,35L和./或4D。雖然期望在多個垂直位置引入液相進料物流。但是也已經發現，如果大部分液相進料物流引入反應介質36和/或反應區28的下半部，則提供了可氧化的化合物在反應介質36中的改進分布。優選地，至少約75wt^的液相進料物流引入反應介質36和/或反應區28的下半部。最優選地，至少約90wt^的液相進料物流引入反應介質36和./或反應區28的下半部。另外，優選地，將至少約30wtX的液相進料物流在其中將氧化劑物流引入反應區28的最低垂直位置的約1.5D之內引入反應區28。將氧化劑物流引入反應區28的該最低垂:,:位置通常在氧化劑噴霧器底部；但是，本發明的優選實施力'案考慮了多種用于將氧化劑物流引入反應區28的備選結構。優選地，將至少約50%的液相進料在其中將氧化劑物流引入反應區28的最低垂直位置的約2.5D之內引入。優選地，將至少約75wt!^的液相進料物流在其中將氧化劑物流引入反應區28的最低垂直位置的約5D之內引入。每個進料口限定通過其排出進料的開口面積。優選地，至少約3()%的全部進料入口的累積開口面積位丁-其中將氧化劑物流引入反應區28的最低垂直位置的約1.5D之內。優選地，至少約50%的全部進料入口的累積開口面積位于其巾將氧化劑物流引入反應區28的最低垂直位置的約2,5D之內。優選地，至少約75%的全部進料入口的累積開口面積位于其屮將氧化劑物流引入反應區28的最低垂:有位置的約5D之內。再次參照圖l,在本發明的-一種實施方案中，進料入U32a、b、c、d僅為沿容器殼體22—側的一連串垂直對準的開口。這些進料口優選地具有基本....匕相似的小f約7cm的直徑，更優選為約0,25-約5cm，最優選為0.4-2cm。鼓泡塔反應器20優選地裝配有用于控制液相進料物流從每個進料口中流出的流速的系統。這種流動控制系統優選地包括用于每個各自進料入口32a、b、c、d的各流動控制閥74a、b、c、d。另外，優選地，鼓泡塔反應器20裝配有能使至少一部分液相進料物流以至少約2m/s、更優選至少約5m/s、仍更優選至少約6m/s、最優選8-20m/s的提高的入口表觀速度被引入反應區28的流動控制系統。本文中所使用的術語"入n表觀速度"表示進料n流出的進料物流的時間平均體積流速除以進料n的面積。優選地，將至少約50wtX的進料物流以提高的入U表觀速度引入反應區28。最優選地，將基本上全部進料物流以提高的入口表觀速度引入反應區28。現在參照圖6-7，描述用于將液相進料物流引入反應區28的各選系統。在該實施方案中，在M個不同的卨度將進料物流弓I入反應區28。每個卨度裝配有各自的進料分布系統76a、b、c、d。每個進料分布系統76包括主進料導管78和歧管80。每個歧管80裝配有至少兩個連接于各自嵌入導管86、88的出口82、84，所述嵌入導管86、88延伸到容器殼體22的反應區28中。每個嵌入導管86、88呈現用于將進料物流排放到反應區28中的各fi進料n87、89。進料n87、89優選地具有基本....匕相似的小于約7cm的有徑，更優選為約0.25-約5cm，最優選為0.4-2cm。優選地，每個進料分布系統76a、b、c、d的進料U87、89在直徑方向上相對設置，使得在相反方向....匕將進料物流引入反應區28。另外,優選地，相鄰進料分布系統76的在直徑方向上相對設置的進料口86、88彼此相對地旋轉90度定位。操作時，液相進料物流被裝入主進料導管78中并且隨后進入歧管8()。對于通過進料口87、89在反應器20的相反側上的NJ時引入來說，歧管80使進料物流均勻地分布。圖8描述了備選結構，其中每個進料分布系統76裝配有卡口管(bayonettube)90、92，而非嵌入導管86、88(如圖7中所示)。卡口管90、92突出到反應區28中并且包括多個用于將液相進料排放到反應區28中的小進料U94、96。優選地，卡U管90、92的小進料UM、96具有基本上相同的小f約50mm的直徑，更優選為約2-約25mm，最優選為4-15mm。圖9-丄丄描述了備選的進料分布系統100。進料分布系統i00在多個垂直間隔的和橫向間隔的位置引入液相進料物流，不需要多處穿透鼓泡塔反應器2()側壁。進料引入系統IOO通常包括單入口導管102、集管(hoacbr)104、多個直立式分布管106、橫向支撐機構1()8和垂直支撐機構110。入口導管102穿透容器殼體22主體46的側壁。入口導管1()2流體地連接于集管104。集管104將從入口導管102中接收的進料物流在直立式分布管106之屮分布均勻。每個分布管106具有多個用于將進料物流排放到反應區28的垂直間隔的進料U112a、b、c、d。橫向支撐機構108連接于每個分布管106，且抑制分布管106的相對橫向運動。垂直支撐機構ll()優選地連接f橫向支撐機構108和氧化劑噴霧器34的頂部。垂直支撐機構ii0基本上抑制反應區28中分布管i06的垂直運動。優選地，進料口ii2具有基本上相同的小于約5()mm的直徑，更優選為約2-約25mm，最優選為4-15mm。圖9-11中所示進料分布系統100的進料口112的垂直間距可以基本上等NJT上述關T圖1進料分布系統所述的。己發現，許多鼓泡塔反應器中反應介質的流型可以容許反應介質中可氧化的化合物的不均勻的方位(azimuthal)分布，尤其是當可氧化的化合物主要沿著反應介質的一側引入時。本文中所使用的術語"方位"表示圍繞反應區細長的直立軸的角度或間距。本文中所使用的術語"直立"應表不在垂直的45。之內。在本發明的一種實施方案中，含有i寸氧化的化合物(例如對-一甲苯)的進料物流通過多個方位間隔的進料口引入反應區。這些方位間隔的進料口可以有助于預防反應介質中極卨'和極低可氧化的化合物濃度的區域。圖6-11中所示的各種進料引入系統為提供'/進料口的適當方位間距的系統的實例。再次參照圖7，為了量化液相進料物流以方位間距形式引入反應介質，理論k可以將反應介質分為四個近似相等體積的直立方位象限"QpQ2、Q3、Q4"。這些方位象限"QpQ2、Q3、(i;"由一對虛構的相交的正交垂直面"PpV限定，該相交的iE交垂有面在反應介質的最大垂直尺度和最大徑向尺度以外延伸。當反應介質含在圓柱形容器中時，虛構的相交的垂直面PpP2的相交線將近似地與圓柱體的垂直中線相一致，并且每個方位象限QpQ2、Q3、Q4將為高度等于反應介質高度的通常楔形的垂直休積。優選地，將絕大部分可氧化的化合物通過位于至少兩個不同方位象限中的進料口排放到反應介質中。在本發明的優選實施方案中，將不超過約80wt%的可氧化的化合物通過可以位丁'竿-一方位象限巾的進料口排放到反應介質巾。更優選地，不超過約60wt%的可氧化的化合物通過可以位于單--方位象限中的進料口排放到反應介質中。最優選地，將不超過40wt^的可氧化的化合物通過可以位于單一方位象限屮的進料n排放到反應介質屮。當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時，測量可氧化的化合物的這些方位分布參數。例如，如果通過兩個彼此在方位上間距89度的進料口將全部進料物流排放到反應介質中，為了確定四個方位象限中的方位分布，將i00wt%的進料物流在單一方位象限中排放到反應介質中，因為方位象限可以以使得兩個進料口位于單一方位象限中的方式在方位上定位。除了與進料口的適當方位間距相關的優點之外，也已經發現，鼓泡塔反應器巾進料口的適當徑向間距也可能是重要的。優選地，將絕人部分引入反應介質的可氧化的化合物通過與容器側壁向內地徑向間隔的進料U排放。這樣，在本發明的-一種實施方案中，絕大部分的nj氧化的化合物通過位f"優選的徑向進料區"的進料口進入反應區，所述優選的徑向進料區從限定反應區的直立側壁向內地間隔。再次參照圖7，優選的徑向進料區"ra"可以呈現理論直立的圓柱體形狀，居于反應區28中心且具有0,9D的外徑"D。",其中"D"為反應區28的直徑。由此，在優選的徑向進料區FZ與限定反應區28的側壁內側之間限定了厚度為0.05D的外圓環"()A"。優選地，很少的或者無可氧化的化合物通過位于該外圓環〔)A的進料口而引入反應區28。在另一種實施力'案屮，優選地，很少的或者無可氧化的化合物引入到反應區28屮心。由此，如圖8中所示。優選的徑向進料區FZ可以呈現居于反應區28中心的理論直立的圓環形狀，具有().9D的外徑D0,和具有0,2D的內徑D:l。山此,在該實施方案中，從優選的徑向進料區FZ的中心"切除"直徑0.2D的內圓柱IC。優選地，很少的或者無可氧化的化合物通過位于該內圓柱IC的進料口而引入反應區28。在本發明的優選實施方案中，絕大部分可氧化的化合物通過位丁'優選的徑向進料區的進料口而引入反應介質36中，無論該優選的徑向進料區是否具有l:述圓柱形或圓環形。更優選地，將至少約25沐t^的可氧化的化合物通過位于優選的徑向進料區的進料口排放到反應介質36屮。仍更優選地,將至少約50wt、的可氧化的化合物通過位于優選的徑向進料區的進料U排放到反應介質36中。最優選地，將至少75wt%的可氧化的化合物通過位f優選的徑向進料區的進料口排放到反應介質36中。雖然參照液相進料物流的分布描述了圖7和8中所示的理論方位象限和理論優選的徑向進料區，但是已發現，氣相氧化劑物流的適當方位和徑向分布也可以提供一些優點。由此，在本發明的-'種實施方案中，上面提供的液相進料物流的方位和徑向分布的描述也適用于其中將氣相氧化劑物流引入反應介質36的方式。現在參照圖12-15，備選的氧化劑噴霧器200描述為通常包括環形元件202和一對氧化劑進入導管204、206。圖1.2-15的氧化劑噴霧器200類似于圖1-11的氧化劑噴霧器34，存在下列—種主要區別(l)氧化劑噴霧器200并不包括對角橫向元件；(2)環形元件202的上部不具有用f將氧化劑向上排出的開口；(3)氧化劑噴霧器200在環形兀件202的下部中具有更多個開口。可能最好如圖14和15中所示的那樣,氧化劑噴霧器環202的底部呈現多個氧化劑開口208。優選地構造氧化劑開口208，使得至少約1%由氧化劑開口208限定的總開口面積位于環形元件202的中線21()(圖15)之——F，其中中線210位于環形元件202體積質心高度處。更優選地，至少約5%由全部氧化劑開口208限定的總開口面積位于中線210之下,其屮至少約2X的總開n面積由以通常向下的力'向在與垂直成約30度之內排出氧化劑物流的開U208限定。仍更優選地，至少約20X由全部氧化劑開U208限定的總開U面積位f中線210之下，其中至少約1()%的總開口面積由以通常向下的方向在與垂直成約30度之內排出氧化劑物流的開口208限定。最優選地，至少約75%由全部氧化劑開口208限定的總開口面積位于中線2H)之下，其中至少約4()%的總開口面積由以通常向下的方向在與垂直成約30度之內排出氧化劑物流的開口208限定。由位丁'中線210之上的全部氧化劑開口208限定的總開口面積的分數優選地小于約75%，更優選地小于約50%，仍更優選地小于約25%，最優選地小于5%。如圖14和15中所示，氧化劑開U208包括向下的開U208a和斜的開U208b。構造向下的開口208a，山此以與垂直成約3()度之內、更優選地以與垂直成約15度之內、最優選地以與垂直成5度之內的角度通常向下地排出氧化劑物流。構造斜的開口208b，由此以與垂直成約15-約75度的角度"A"、更優選地以與垂直成約30-約60度的角度A、最優選地以與垂直成40-50度的角度A通常向外且向下地排出氧化劑物流。優選地，基木l:全部氧化劑開口208具有近似相同的直徑。氧化劑開口208的直徑優選地為約2-約300咖，更優選為約4-約120咖，最優選為8-60咖。選擇環形元件202屮氧化劑開n202的總數以符合——F面詳述的低壓降準則。優選地,環形元件202屮形成的氧化劑開U208的總數至少為約10，更優選地氧化劑開U208的總數為約20-約200，最優選地氧化劑開口208的總數為40-100。雖然圖i2-i5描述了非常具休的氧化劑噴霧器200的結構，現在要注意的是，可以采用多種氧化劑噴霧器結構來實現本文中所述的優點。例如，氧化劑噴霧器不必需要具有圖12-13中所示的八邊形環形元件結構。而是，氧化劑噴霧器可以由采用多個用T排放氧化劑物流的一定距離間隔的開口的任意流動導管結構來形成。流動導管中氧化劑開口的尺寸、數目和排放方向優選地在上述范圍之內。另外，優選地構造氧化劑噴霧器，以提供上述分子氧的方位和徑向分布。無論氧化劑噴霧器的ft體結構如何，優選地,氧化劑噴霧器以這樣的方式來物理構造和操作使得與從流動導管(一個或多個)中排出氧化劑物流，通過氧化劑開口并排放到反應區中相關聯的壓降最小化。該壓降如下來計算，氧化劑噴霧器的氧化劑入口66a、b處流動導管內部氧化劑物流的時間平均靜壓減去反應區中在其中一半氧化劑物流在卨于該垂直位置引入且-'半氧化劑物流在低T該垂直位置引入的高度處的時間平均靜壓。在木發明的優選實施方案巾，與從氧化劑噴霧器巾排出氧化劑物流相關聯的時間平均壓降小于約0,3兆帕(MPa),更優選地小于約0,2MPa，仍更優選地小于約0,1MPa，最優選地小于0.05MPa。在本文屮所述的鼓泡塔反應器的優選操作條件下,氧化劑噴霧器的流動導管(一個或多個)內部氧化劑物流的壓力優選地為約0.35-約1MPa,更優選地為約0.45-約0,85MPa，最優選地為0.5-0,7MPa。如同較早地參照圖2-5中所示的氧化劑噴霧器結構所提到的那樣，可以期望地用液體(例如乙酸、水和/或對-二甲苯)連續地或定期地沖洗氧化劑噴霧器，由此防止氧化劑噴霧器被固體結垢。當采用這種液體沖洗時，優選地，使有效量的液體(即并不僅僅是可能自然存在于氧化劑物流中的液滴的最小量)每天至少一個一分鐘以l:的周期通過氧化劑噴霧器并且從氧化劑開口中流出。當從氧化劑噴霧器中連續地或定期地排出液體時，優選地，通過氧化劑噴霧器的液體的質量流速與通過氧化劑噴霧器的分子氧的質量流速的時間平均比值為約o.05:1-約30:i，或者為約o.i:1-約2:i,或者甚至為o,2:h:i。在本發明的-一種實施方案中，絕大部分的可氧化的化合物(例如對-一甲苯)可以通過氧化劑噴霧器引入反應區。在這種配置中，優選地，可氧化的化合物和分子氧通過氧化劑噴霧器中相M的開口從氧化劑噴霧器中排出。如上所述，可氧化的化合物通常在stp....F為液體。由此，在這種實施方案巾，可從氧化劑噴霧器巾排出兩相物流，其巾液相包括可氧化的化合物而氣相包括分子氧。然而，應當意識到，至少--部分可氧化的化合物在從氧化劑噴霧器中排出時可以處于氣態。在一種實施方案中，從氧化劑噴霧器中排出的液相主要由可氧化的化合物構成。在另一種實施方案中，從氧化劑噴霧器中排出的液相具有基本上與上述進料物流相同的組成。當從氧化劑噴霧器中排出的液相具有基本上與進料物流相同的組成時，該液相可以包括以上關于進料物流組成所述的量和比值的溶劑和/或催化劑系統。在木發明的一種實施方案中，優選地，至少約%全部引入反應區的可氧化的化合物通過氧化劑噴霧器引入，更優選地，至少約40沐t^可氧化的化合物通過氧化劑噴霧器引入反應區，最優選地，至少80wtX可氧化的化合物通過氧化劑噴霧器引入反應區。當全部或部分可氧化的化合物通過氧化劑噴霧器引入反應區時，優選地，至少約10wtX全部引入反應區的分了氧通過相同氧化劑噴霧器引入，更優選地，至少約4(hrtX可氧化的化合物通過相同氧化劑噴霧器引入反應區，最優選地，至少80wL^可氧化的化合物通過相同氧化劑噴霧器引入反應區。當絕大部分可氧化的化合物通過氧化劑噴霧器引入反應區時，優選地，在氧化劑噴霧器中設置-^個或多個溫度傳感設備(例如熱電偶)。這些溫度傳感器可以用于幫助確保氧化劑噴霧器巾的溫度不會變得危險地高。現在參照圖16-18，鼓泡塔反應器20描述為包括設置在漿料出口38附近反應區28底部屮的內部脫氣容器300。已發現，在反應介質36的脫氣期間形成雜質的副反應以相對高的速度發生。本文中所使用的術語"脫氣"表示氣相從多相反應介質中脫離。當反應介質36高度充氣時(>0,3氣體滯留*(gashold-up))，雜質形成是最小的。當反應介質36高度未充氣時(<0,0i氣休滯留量)，雜質形成也是最小的。但是，當反應介質部分充氣時(().()卜().3氣體滯留量)，不期望的副反應得到促進且生成增多的雜質。脫氣容器3()()通過使部分充氣狀態下的反應介質36的體積最小化和通過使反應介質36脫氣所花費的吋間最小化而解決了這個和其它問題。基木k脫氣的漿料從脫氣容器300底部生成且通過漿料出口38離開反應器20。基本上脫氣的漿料優選地含有小于約5體積％的氣相，更優選地小于約2體積％的氣相，最優選地小于1體積％的氣相。在圖16中，鼓泡塔反應器20描述為包括料位控制器302和流動控制閥304。料位控制器302和流動控制閥3(M協作以保持反應區28中反應介質36在基本上恒定的高度。料位控制器302可用于進行感測(例如通過差壓料位傳感或通過核子料位傳感(皿clear1eve1sensing))反應介質36上表面44的卨二度并且生成對反應介質36的卨度作出響應的控制信5306。流動控制閥304接收控制信^306并且調節漿料通過漿料出口導管308的流速。由此，漿料流出漿料出口38的流速可以在反應介質36的高度過高時的最大槳料體積流速(Fniax)和當反應介質36的高度過低時的最小漿料體積流速(Ffflin)之間變化。為了從反應區28屮除去固相氧化產物，一部分必須首先通過脫氣容器300。脫氣容器300提供了容許反應介質36的氣相在液體和同體向下流向漿料出U38時自然地從反應介質36的液相和固相中升起的低湍流內部體積。氣相從液相和固相中升起是由液相和固相中氣相的自然的向上浮力導致的。當采用脫氣容器300時，反應介質36從完全充氣的、二相介質轉化為完全脫氣的、兩相漿料是快速和有效的。現在參照圖17和18，脫1容器300包括限定其間的脫氣區312的通常直立的側壁308。優選地，側壁308在與垂直成約30度之內向l:延伸，更優選地在與垂直成約10度之內。最優選地，側壁308基本上是垂直的。脫氣區312與反應區28分開且具有高度"h"和直徑"d"。側壁308的上端310是敞開的，由此接收來自反應區28中的反應介質到內部體積312中。側壁308的下端通過過渡段314流體地連接f漿料出口38。一些情形中，諸如當漿料出口38的開口大時或者當側壁直徑"d"小時，可以除去過渡段3i4。可能最好如圖18中所示的那樣,脫氣容器3()()也可以包括設置在脫氣區312中的防渦器316。防渦器316可以是在固相和液相向下地流向漿料出口38時可用T抑制形成旋渦的任意結構。為了容許脫氣容器300巾氣相從固相和液相中適當地脫離，小心地選擇內部脫氣區312的高度"h"和水平橫截面積。內部脫氣區312的高度"h"和水平橫截面積應當提供足夠的距離和時間，使得即使在取出最大量的漿料時(即當在Fraax下取出漿料時)，基本....匕全部氣泡體積可以在氣泡到達脫氣容器300底部出U之前從同相和液相中升起。由此，優選地，脫氣區312的橫截面積使得液相和固相通過脫氣區312的最大向K速度(Vdmax)基本上小于氣相氣泡通過液相和固相的自然上升速度(Vu)。如上所討論的那樣，液相和固相通過脫氣區312的最大向下速度(Vdmax)出現在最大漿料體積流速(？max)時。氣泡通過液相和固相的自然上升速度(Vu)根據氣泡的尺寸而不M;但是，O.5cm直徑氣泡通過液相和固相的自然l:升速度(Vu0.5)可以用作截止值(cut-offvalue)，岡為最初反應介質36中基木上全部氣泡體積將都人于0,5cm。優選地，脫氣區312的橫截面積使得Vdniax小于約75%的Vu。.5，更優選地Vdraax小于約4-()%的Vu。.5，最優選地Vdmax小于20%的Vu(),5。脫氣容器300的脫氣區312中液相和同相的向下速度如下來計算脫氣的漿料通過漿料-出口38的體積流速除以脫氣區312的最小橫截面積。脫氣容器300的脫氣區312中液相和固相的向下速度優選地小于約5(km/s，更優選地小于約30cm/s，目.最優選地小于l()cm/s。現在耍注意的是，雖然脫氣容器300的直立側壁308描述為具有圓柱形結構，但是側壁308可以包括多種形成不同結構(例如三角形、正方形或橢圓形)的側壁，只要這些壁限定具有適當體積、橫截面積、寬度"d"和高度"h"的內部體積。在本發明的優選實施方案屮,"d"為約0,2-約2m，更優選為約0,3-約1,5m,最優選為0,4-1,2m。在本發明的優選實施方案中，"h"為約0,3-約5m，更優選為約0.5-約3m,最優選為0.75-2m。在本發明的優選實施方案中，側壁308基本....匕是垂直的，使得脫氣區312的水平橫截面積沿著脫氣區3i2的整個高度"h"基本上是恒定的。優選地，脫氣區312的最大水平橫截面積小于約25%的反應區28的最大水平橫截面積。更優選地，脫氣區312的最大水平橫截面積為約0.1-約10%的反應區28的最大水平橫截面積。最優選地，脫氣區312的最大水平橫截面積為().25-4%的反應區28的最大水平橫截面積。優選地，脫氣區312的最大水平橫截面積為約0,02-約3平方米，更優選為約0,05-約2平方米，最優選為0,1-1,2平方米。脫氣區312的體積優選地小于反應介質36或反應區28的總體積的約5%。更優選地，脫氣區312的體積為反應介質36或反應區28的總體積的約0.01-約2%。最優選地，脫氣區312的體積為反應介質36或反應區28的總體積的0.05-約1%。脫氣區312的體積優選地小于約2立方米，更優選為約0,0丄-約i立方米，最優選為0.05-0,5立方米。現在轉到圖19，鼓泡塔反應器2()描述為包括外部脫氣容器4()()。在這種結構中，通過容器克體22的-"側中高位開口將充氣的反應介質36從反應區28中取出。通過出口導管4()2將取出的充氣的介質輸送到外部脫氣容器40()以從固相和液相中脫離氣相。脫離的氣相通過導管404開脫氣容器400，同時基本上脫氣的槳料通過導管406離開脫氣容器400。在圖19中，出口導管402顯不為近似直的、水平的并且正交f容器殼體22。這僅僅為--種適當的結構；出口導管402另外可以是仟意形式，甜提是其有用地將鼓泡塔反應器20與外部脫氣容器4()()相連。關于導管4()4，有用地是該導管在脫氣容器4()()頂部或其附近連接，由此控制與含有可氧化的化合物和氧化劑的停滯氣囊(stagnantgaspockot)相關的控制安全問題。另外，導管402和404可以有用地包括iA如闊的流動隔離設備。當通過高位出口從反應器20中排出反應介質36時，如圖19中所示，優選地，鼓泡塔反應器20在反應區28底部52附近裝配有下部出n408。下部出n408和連接于其上的下部導管410可以用于停車期間消除反應器20的庫存(即清空)。優選地,在反應介質36的底部三分之一高度中、更優選在反應介質36的底部四分之一高度中、最優選在反應區28的最低點提供-一個或多個下部出口408。采用圖19中所示的卨位漿料排出和脫氣系統，下部導管41()和出口4()8并不用于在氧化期間從反應區28中取出漿料。本領域公知的是，在漿料的未充1和在其它情況下未攪拌的部分巾固體傾向于通過重力而沉降，包括在停滯流動導管中。另外，沉降的固體(例如對苯二甲酸)可以傾向于通過繼續沉淀和Z或結晶重組而固結為人團聚體。由此，為了避免下部流動導管41()的堵塞,一部分來fi脫氣容器400底部的脫氣的漿料可以用于在反應器20的正常操作期間連續地或間斷地沖洗下部導管410。提供導管410這種槳料沖洗的優選方式是定期打開導管"0中的閥412并且使一部分脫氣的漿料通過'卜'部開口408流過導管4i0并進入反應區28。即使當閥4i2完全或部分開啟時，只有--部分脫氣的漿料流過下部導管410并返回到反應區28中。乘除部分的脫氣的漿料并不用于沖洗下部導管410，其通過導管414從反應器20中取出用T進-'步的下游處理(例如純化)。在充分長的時間(例如>100小時)之內鼓泡塔反應器20的正常操作期間，優選地，用于沖洗下部導管410的脫氣的漿料的量小于從脫氣容器400底部生成的全部脫氣的漿料的50wt.%,更優選小于約20wt.%,最優選地小于5wt%。另外，優選地，在棊本上長的時間之內，用于沖洗下部導管410的脫氣的漿料的平均質量流速小于可氧化的化合物進入反應區28的平均質量流速的約4倍，更優選小fnj氧化的化合物進入反應區28的平均質量流速的約2倍，仍更優選小于可氧化的化合物進入反應區28的平均質量流速，最優選地小于可氧化的化合物進入反應區28的甲均質量流速的().5倍。再次參照圖19，脫氣容器400包括限定脫氣區418的基本上直立的、優選地圓柱形側壁416。脫氣區418具有直徑"d"和高度"h"。高度"h"測量為其巾充氣的反應介質進入脫氣容器400的位置與側壁416底部之間的垂直距離。脫氣區418的高度"h"、直徑"d"、面積和體積優選地某本上等同于上述關于圖16-18屮所示脫氣容器300的脫氣區31.2。另外J兌氣容器400包括在脫氣區418之上由延伸的側壁416形成的上部段420。脫氣容器400的上部段42()nj以是任意高度，盡管其優選地向上延伸到反應區28中反應介質36的液面或之上。上部段420確保氣相具有空間，由此在通過導管404離開脫氣容器400之甜適當地從液相和固相中脫離。現在要注意的是，雖然導管4()4描述為將脫離的氣相送回到反應器20的脫離區，但是導管404備選地可以在出口導管402之上的任意高度處連接T容器殼體22。任選地，導管404可以連接于氣體出口導管40，使得脫氣容器400巾脫離的氣相與導管40中除去的塔頂蒸氣物流合并并且送到下游用于進-一步處理。現在轉到圖20，鼓泡塔反應器20描述為包括混合的內外脫氣容器500。在這種結構中，將一部分反應介質36通過容器殼體22側壁中相對大的高位開口502從反應區28中取出。取出的反應介質36隨后被輸送通過相對大直徑的彎頭導管504并日.進入脫氣容器的頂部。在圖2()中，彎頭導管504顯示為止交地連接于容器殼體22的側壁并且包括角度約90度的平滑轉角(turn)。這僅僅為.'種適當的結構；并且彎頭導管504可以另外是各種形式，前提是其有用地將鼓泡塔反應器20連接于外部脫氣容器50()，如所述的那樣。另外，彎頭導管504可以有用地包括諸如閥的流動隔離設備。在脫氣容器500屮，氣相向....匕運動，同時固相和液相向下運動。向....匕運動的氣相可以再次進入彎頭導管504并且隨后通過開U502流冋到反應區28中。由此，開U502處可以發生進入的反應介質36和離開的脫離氣體的逆流。脫氣漿料通過導管506離開脫氣容器500。脫氣容器500包括限定脫氣區5i0的基本上直立的、優選地圓柱形側壁508。脫氣區510具有卨'度"h"和直徑"d"。優選地，卨、位開口5()2和彎頭導管5()4具有等同于、或者大T脫氣區510的直徑"d"的直徑。脫氣區510的高度"h"、直徑"d"、面積和體積優選地基木l:等同于l:述關于圖16-18中所示脫氣容器300的脫氣區31.2所描述的那些。圖19和20描述了鼓泡塔反應器20的實施方案，其中通過高位出口將反應區28屮生成的固體產物(例如粗制對苯二甲酸)從反應區28屮取出。從鼓泡塔反應器20底部之上的高位位置取出充氣的反應介質36可以W助于避免在反應區28底部52出現充氣差的反應介質36聚集和淤塞。根據本發明的其它方面，反應介質36頂部附近反應介質36中氧和可氧化的化合物(例如對-二甲苯)的濃度優選地低于底部附近。由此，在高位位置取出反應介質36可以通過降低從反應器2()中取出的未反應的反應物的量而提a產率。另外，如本文中所述的那樣，當采用高STR和化學組成梯度來操作鼓泡塔反應器20時，垂直方向l:反應介質36的溫度變化明顯。在這些條件下，反應介質36的溫度通常在反應區28的下端和上端附近具有局部最小值。下端附近，最小值與全部或部分氧化劑被容納的位置附近溶劑的蒸發相關。上端附近,最小值也歸因于溶劑的蒸發，盡管此處歸因于反應介質屮下降的壓力。另外，其它局部最小值可能發生在上端和下端之間，無論另外的進料或氧化劑在哪里被容納到反應介質中。由此，在反應區28的上端和'卜'端之間存在一個或多個由氧化反應的放熱導致的溫度最大值。當下游處理在較高溫度下進行時，在較高溫度的高位位置取出反應介質36可以是特別有益的，因為降低了與加熱用于F游處理的排出的介質相關聯的能源成本。由此，在木發明的優選實施方案巾且尤其是當下游處理在較高溫度下進行時，通過位于至少50%的液相進料物流和Z或氣相氧化劑物流進入反應區28的位置(一個或多個)之上的高位出n(—個或多個)將反應介質36從鼓泡塔反應器20屮取出。更優選地，通過位于基本上全部液相進料物流和/或氣相氧化劑物流進入反應區28的位置(一個或多個)之上的高位出口(一個或多個)將反應介質36從鼓泡塔反應器20中排出。優選地，至少50wL^從鼓泡塔反應器20中排出的固相和液相組分通過高位出口(-一個或多個)排出。更優選地，基本上全部從鼓泡塔反應器2()中排出的固相和液相組分通過a位出口(--個或多個)排出。優選地，高位出口(-'個或多個)位T反應區28下端52之上的至少約11)處。更優選地，高位出口(一個或多個)位于反應區28——F端52之i:的至少約21)處。最優選地，高位出口(--個或多個)位于反應區28下端52之上的至少3D處。假設反應介質36的高度"H"，優選地，高位出U(一個或多個)垂直地位于約0.2H-約0.8H之間，更優選位f約().3H-約0,7H之間，最優選位f0,細,6H之間。另外，優選地，從反應區28中高位出口處反應介質36的溫度高于反應區28下端52處反應介質36的溫度至少it。更優選地，反應區28高位出口處反應介質36的溫度卨'于反應區28下端52處反應介質36的溫度約1.5"C-約16°C。最優選地，反應區28高位出口處反應介質36的溫度高丁'反應區28——F端52處反應介質36的溫度2°C-12"。現在參照圖21，鼓泡塔反應器20描述為包括位于反應器20底部的備選的混合型脫氣容器600。在這種結構屮，通過容器売體22——F端52屮相對大的開n602將充氣的反應介質36從反應區28中排出。開U602限定脫氣容器600的開U上端。脫氣容器600中，氣相向--匕運動，同時固相和液相向下運動。向上運動的氣相nj以通過開口602再次進入反應區28。由此，在開口602處可以發牛進入的反應介質36和離開的脫離氣休的逆流。脫氣漿料通過導管604離開脫氣容器6()()。脫氣容器6()()包括限定脫氣區608的基本上直立的、優選地圓柱形側壁606。脫氣區608具有高度"h"和直徑"d"。優選地，開口602具有等同于、或者大于脫氣區608的直徑"d"的直徑。脫氣區608的高度"h"、直徑"d"、面積和體積優選地基本上等同于上述關于圖16-18中所示脫氣容器300的脫氣區312所描述的那些。現在參照圖22,圖21的鼓泡塔反應器20描述為包括備選的氧化劑噴霧器620。氧化劑噴霧器620包括環形兀件622和一對入口導管624、626。環形兀件622優選地具有基本上等同于以上關于圖i2-i5中所述的環形元件202的結構。入口導管624、626通過容器殼體22底蓋48中的開口向上延伸并且將氧化劑物流提供給環形元件622。現在參照圖23，圖21的鼓泡塔反應器20描述為包括用丁'將氧化劑物流引入反應區28的無噴霧器設備。在圖23的結構中，氧化劑物流通過氧化劑導管630、632提供給反應器20。氧化劑導管630、632連接于容器殼體22底蓋48中各fi的氧化劑開口634、636。通過氧化劑開n634、636將氧化劑物流有接引入反應區28。可以提供任選的沖擊板638、640，由此-一H氧化劑物流最初進入反應區28時使其流動偏轉。如....匕所述，優選地，以避免反應介質中出現高濃度可氧化的化合物的區域的方式構造和操作氧化反應器，因為這種區域可以導致形成雜質。改進可氧化的化合物(例如對-二甲苯)在反應介質中的初始分散的一種方法是通過用液體稀釋該可氧化的化合物。用丁'稀釋可氧化的化合物的液體可以生成丁-,;分位丁-距離將可氧化的化合物進料到反應區的位置(一個或多個)較大距離處的反應介質。可以通過位于主反應容器內部和/或外部的流動導管將這種液體(其來fi遠處部分的反應介質)循環到接近于可氧化的化合物進入位置的位置。圖24和25描述了使用內部(圖24)或外部(圖25)導管將來自遠處部分的反應介質的液體循環到nj氧化的化合物入口附近的位置的兩種優選方法。優選地,流動導管從其入口(即液休進入導管的開口(一個或多個))到其出口(即液休從導管中排出的開口(一個或多個))的長度大于約1米，更優選地大于約3米，仍更優選地大于約6米，最優選地大T9米。但是，如果從分開的容器中獲得該液體吋，該導管的實際長度變得不相關，該分開的容器可能緊靠可氧化的化合物進料最初釋放到其中的容器之k或旁邊。來自含有至少-一些反應介質的任意分開的容器的液體為用于初始稀釋可氧化的化合物的優選原料。優選地，流過導管的液體,無論是何種來源，與緊靠至少一個導管出U的反應介質相比，具有更低的可氧化的化合物的靜止(standing)濃度。另外，優選地,流過導管的液休在液相中可氧化的化合物的濃度低于約i00,OOO卯mw，更優選地低于約10,OOOppmw，仍更優選地低于約1，()()()ppmw，最優選地低于l()()ppmw,其中在導管中添加增量的可氧化的化合物進料和任何任選的分開的溶劑進料之前測量該濃度。當在添加增量的可氧化的化合物進料和任選的溶劑進料之后測量時，優選地，進入反應介質的組合液體物流在液相中可氧化的化合物的濃度低于約300，OOO卯mw，更優選地低于約50，OOOppnw，最優選地低于10，OOOppmw。期望地，保持通過導管的流動在足夠低的速度，使得循環的液體抑制反應介質中期望的nj氧化的化合物的總梯度(overal1gradient)。在這點上，優選地，在增g的可氧化的化合物最初釋放到其中的反應區中液相的質量與液休流過導管的質量流迚之比大于約().3分鐘，更優選地大于約1分鐘,仍更優選地為約2分鐘-約120分鐘，雖優選地為3-6()分鐘。存在許多種用于迫使液體流過導管的方式。優選的方式包括重力、采用氣體或者液體或者二者作為運動流體的所有類型的噴射器和所有類型的機械泵。當使用噴射器時，本發明的一種實施力'案使用至少一種選fi下列的流體作為運動流體可氧化的化合物進料(液體或氣體)、氧化劑進料(氣體)、溶劑進料(液體)和反應介質泵送原料(漿料)。另一種實施方案使用至少兩種選自K列的流體作為運動流體nj氧化的化合物進料、氧化劑進料和溶劑進料。仍另-一種實施方案使用可氧化的化合物進料、氧化劑進料、和溶劑進料的組合作為運動流體。循環導管的適當直徑(-'個或多個)可以根據被運送材料的量和性質、可獲得用于推動流動運動的能量和投資成木的考慮而變化。優選地，這種導管的最小直徑大于約0,02m，更優選地為約0,06m-約2m，最優選地為0,12m-0,8m。如上所述，期審在一些優選的范圍內控制通過導管的流動。存在許多種本領域公知的通過在構造流動導管期間設置適當的同定幾何形狀而實現這種控制的方法。另一種優選的實施方案是使用操作期間nj變的幾何形狀,特別地包括所有種類和規格的閥，包括手動操作通過仟意設備的和動力操作二者，包括傳感元件的反饋控制回路或不包括。控制稀釋液體流動的另一種優選方法是改變導管入口和出口之間的能量輸入。優選的方法包括改變-、個或多個運動流體到噴射器的流速，改變泵驅動器的能量輸入，和在使用重力時改變密度差或高度差。這些優選的方法也可以以所有組合形式來使用。用于使反應介質中液體循環的導管可以是本領域公知的任意類型。--種實施方案采用了全部或部分使用傳統管道材料而構造的導管。另一種實施方案采用了全部或部分使用反應容器壁作為導管的-一部分而構造的導管。導管可以構造成完全密封在反應容器的邊界之內(圖24)，或者其可以構造成完全在反應容器之外(圖25)，或者其可以同時包括在反應容器之內和之外的段。本發明者考慮了，特別是在較大的反應器中，可以期望地具有多個導管和用于液體通過導管運動的多種設計。另外，可以期望的是，在-'個或全部導管上的多個位置提供多個出口。根據木發明的其它方面，該設計的特別之處將平衡可氧化的化合物的靜止濃度巾期望的總梯度和可氧化的化合物進料的期望的初始稀釋。圖24和25均描述了采用連接導管的脫氣容器的設計。該脫氣容器確保了用于稀釋進入的nj氧化的化合物的那部分反應介質為基本上脫氣的漿料。但是，現在要注意的是，用于稀釋進入的可氧化的化合物的液休或漿料可以是充氣形式以及脫氣形式。在鼓泡塔反應器中特別有用的是使用流過導管的液體來提供可氧化的化合物進料的稀釋。另外，在鼓泡塔反應器中，即使不將可氧化的化合物進料直接添加到導管中，也可以實現初始稀釋可氧化的化合物進料的良好益處，前提是導管的出口位于足夠靠近添加可氧化的化合物的位置。在這種實施方案中，優選地，導管的出口位于最近的可氧化的化合物添加位置的約27個導管出n:,:徑之內，更優選地在約9個導管出n宵徑之內，仍更優選地在約3個導管出U直徑之內，最優選地在1個導管出U直徑之內。也已經發現，根據本發明的一種實施方案，流動噴射器nj以用f氧化鼓泡塔中可氧化的化合物進料的初始稀釋，即使不使用用于從遠處部分的反應介質獲得稀釋液休的導管。在這種情形下，噴射器位于反應介質中且具有從反應介質到噴射器管頸的開路,在此低壓吸引鄰近的反應介質。圖26和27中描述了兩種可能的噴射器結構的實例。在這些噴射器的優選實施方案巾，進料可氧化的化合物的最近位置在噴射器管頸的約4m之內、更優選地在噴射器管頸的約1m之內、最優選為噴射器管頸0,3m。在另---------種實施方案中，可氧化的化合物在壓力F作為運動流體進料。在仍另一種實施方案屮，溶劑或者氧化劑在壓力F作為額外的運動流體與可氧化的化合物一起進料。在仍另一種實施方案中，溶劑和氧化劑二者在壓力下作為額外的運動流體與nj氧化的化合物一起進料。本發明者考慮了，特別是在較大的反應器中，可以期望地具有位于反應介質中各個位置的多個噴射器和各種設計。根據本發明的其它方面，該設計的特別之處將平衡可氧化的化合物的靜止濃度中期望的總梯度和可氧化的化合物進料的期望的初始稀釋。另外，木發明者考慮了，噴射器出口的流動煙流(P]週e)可以在任意方向i:取向。當使用多個噴射器時，每個噴射器也可以分別在任意的方向上取向。如上所述，以上關于圖1-27所述的鼓泡塔反應器20的一些物理和操作特征提供了反應介質36的壓力、溫度和反應物(即氧和可氧化的化合物)濃度的垂直梯度。如上所述，這些垂直梯度可能提供了相對f傳統氧化方法更有效的和更經濟的氧化方法，傳統氧化方法偏好各處相對均勻的壓力、溫度和反應物濃度的良好混合型反應介質。現在將更詳細地討論通過使用根據本發明實施方案的氧化系統而可能實現的氧、可氧化的化合物(例如對-二甲苯)和溫度的垂直梯度。現在參照圖28，為了量化鼓泡塔反應器20中氧化期間反應介質36中存在的反應物濃度梯度，可以將反應介質36的全部體積理論上分為等體積的30個離散水平片段。圖28描述了將反應介質36分為等體積的30個離散水平片段的概念。除了最高和最低的水平片段之外，每個水平片段為在其頂部和底部由虛構的水平面限制的且在其側部由反應器20壁限制的離散體積。最高水平片段在其底部由虛構的水平面限制且在其頂部由反應介質36的上表面限制。最低水平片段在其頂部由虛構的水平面限制目.在其底部由容器殼休的底部限制。一旦反應介質36已理論上被分為相等體積的3()個離散水平片段，隨后可以測量每個水平片段的吋間平均和體積平均濃度。具有全部30個水平片段的最大濃度的個體水平片段可被稱為"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濃度的個體水平片段可被稱為"C-min水平片段"。隨后，垂直濃度梯度可以計算為C-max水平片段中的濃度與C-min水平片段中的濃度的比值。關f量化氧濃度梯度，當將反應介質36在理論....匕分為等體積的30個離散水平片段時，02-mtlX水平片段被稱為具有全部30個水平片段的最大氧濃度，02-min水平片段被稱為具有位于()2-max水平片段之上的水平片段的最小氧濃度。水平片段的氧濃度在反應介質36的1相中測量,基T時間平均和體積平均摩爾濕基。優選地，02-max水平片段的氧濃度與()fmin水平片段的氧濃度之比為約2:1-約25:1，更優選為約3:1-約15:1，最優選為4:i-io:i。通常，()2-max水平片段將位于反應介質36底部附近，而02-min水平片段將位于反應介質36頂部附近。優選地，02-min水平片段為30個離散水平片段中的5個最上部水平片段之一。最優選地，()2-min水平片段為30個離散水平片段中的最上部片段，如圖28中所示。優選地，02-max水平片段為30個離散水平片段中的i0個最下部水平片段之-一。最優選地，()2-max水平片段為3()個離散水T片段中的5個最——F部水平片段之一。例如，圖28描述'/02-max水平片段為從反應器20底部的第三個水平片段。優選地，02-min和02-max水平片段之間的垂直間距為至少約2W，更優選地至少約4W，最優選地至少6W。優選地，()2-min和02-max水平片段之間的垂直間距為至少約0,211，更優選地至少約0,411，最優選地至少0,6H。基于濕基，02-min水平片段的時間平均和體積平均氧濃度優選為約O.卜約3mo1%，更優選為約0,3約2mo1%，最優選為0,5-1,5mo:l%。02-max水平片段的時間平均和休積平均氧濃度優選為約4-約20mol%，更優選為約5-約i5mo1%，最優選為6-12mol%。基于千基，通過氣體出口4()從反應器2()中排出的氣態流出物中氧的時間平均濃度優選為約0.5-約9mo1%，更優選為約1約7mo1%,最優選為1.5-5mo1%。由于氧濃度向著反應介質36頂部衰減顯著，岡此期望的是，降低反應介質36頂部中對氧的需求。這種降低反應介質36頂部附近對氧的需求可以通過在可氧化的化合物(例如對-二甲苯)的濃度屮形成垂直梯度來實現,其屮可氧化的化合物的最小濃度位于反應介質36頂部附近。關f量化nj氧化的化合物(例如對-二甲苯)濃度梯沒，^將反應介質36在理論上分為等休積的30個離散水平片段時，0C-max水平片段被稱為ft"全部30個水平片段的最大可氧化的化合物濃度，且()CiiTi水平片段被稱為具有位于()C-max水平片段之上的水平片段的最小可氧化的化合物濃度。水平片段的可氧化的化合物濃度在液相中測量，基T時間平均和體積平均質量分數。優選地，()Ciax水平片段的可氧化的化合物濃度與()C-min水平片段的可氧化的化合物濃度的比值人于約5:I，更優選人于約IO:l，仍更優選人于約2():1，最優選為40:i-iooo:i。通常，0C-max水平片段將位于反應介質36底部附近，而0C-min水平片段將位于反應介質36頂部附近。優選地，()C-min水平片段為30個離散水平片段中的5個最....匕部水平片段之-一。最優選地，0C-min水平片段為30個離散水平片段中的最上部水平片段，如圖28中所示。優選地，()C-max水平片段為30個離散水平片段中的l()個最下部水T片段之-、最優選地，0C-max水平片段為30個離散水平片段中的5個最下部水平片段之-。例如，圖28描述了OC-max水平片段為從反應器20底部的第五個水平片段。優選地，()C-min和0C-max水平片段之間的垂直間距為至少約2W，其中"W"為反應介質36的最人寬度。更優選地，0Ciin和0C-max水平片段之間的垂直間距為至少約4W，最優選地至少6W。假設反應介質36的高度"H"，優選地，0C-min和OC-max水平片段之間的垂直間距為至少約0,2:H，更優選至少約0.4H，最優選至少0.6H。()C-min水平片段的液相中時間平均和體積平均的可氧化的化合物(例如對-二甲苯)的濃度優選地小丁'約5，OOO卯mw，更優選地小丁'約2，OOOppiw，仍更優選地小丁'約400ppmw，最優選地為l卯mw-l()O卯mw。OC-max水平片段的液相巾時間平均和體積平均的可氧化的化合物的濃度優選地為約100ppm沐-約10，OOOppm沐，更優選地為約200ppnw-約5，O()()卯mw,最優選地為5()()ppmw-3，()()()ppmw。雖然優選地鼓泡塔反應器20提供了可氧化的化合物濃度中的垂直梯度，但是也優選地，使液相中可氧化的化合物濃度高fl()OO卯mw的反應介質36的體積百分比最小化。優選地，液相中可氧化的化合物濃度高于i000ppmw的反應介質36的時間平均休積百分比小于約9%,更優選地小于約6%，最優選地小于3%。優選地，液相中可氧化的化合物濃度高丁'2500卯mw的反應介質36的吋間平均體積百分比小丁'約1,5%，更優選地小丁'約1%,最優選地小于().5%。優選地，液相巾可氧化的化合物濃度高于l()OOOppmw的反應介質36的時間平均體積百分比小于約0,3%，更優選地小于約0,1%，最優選地小于0,03%。優選地，液相屮可氧化的化合物濃度高于25，()OO卯nw的反應介質36的時間平均體積百分比小于約0.03%,更優選地小于約0.015%，最優選地小于0.007%。本發明者注意到，.線輔濃度可氧化的化合物的反應介質36的體積不必存在f單一相連的體積內。經常，鼓泡塔反應容器中無序流型同時產牛了兩個或多個具有高濃度可氧化的化合物的反應介質36的連續但被隔離的部分。在每次用于時間平均時，將所有這些連續的但被隔離的體積(大于0,0001體積％的總反應介質)加到--起，由此確定液相中具有高水平的可氧化的化合物濃度的總體積。如上所討論的那樣，除了氧和可氧化的化合物的濃度梯度，優選地，反應介質36屮存在溫度梯度。再次參照圖28,可以以類似于濃度梯度的方式，通過理論....匕將反應介質36分為等體積的30個離散水平片段并且測量每個片段的時間平均和體積平均溫度，由此量化該溫度梯度。那么，在15個最低水平片段中具有最低溫度的水平片段可以被稱為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溫度的水平片段則可以被稱為"T-max水T片段"。優選地，Tiax水平片段的溫度比T-min水平片段的溫度高至少約1"C。更優選地,T-max水平片段的溫度比T-min水平片段的溫度高約1.25°C-約12°C。最優選地，T-max水平片段的溫度比T-min水平片段的溫度高2-8°C。T-max水平片段的溫度優選地為約125-約200°C，更優選地為約140-約180°C，最優選地為150-17()°C。通常，T-max水平片段將位于反應介質36中心附近，而T-min水平片段將位于反應介質36底部附近。優選地，Tiin水平片段為15個最低水平片段中的10個最K部水平片段之-一。最優選地，T-min水平片段為i5個最低水平片段中的5個最下部水平片段之--。例如，圖28描述了T-min水平片段為從反應器20底部的第二個水平片段。優選地，T-max水平片段為30個離散水平片段中的20個中間水平片段之-。最優選地，T-min水平片段為30個離散水平片段巾的14個中間水平片段之一。例如，圖28描述了T-max水平片段為從反應器20底部的第二十個水平片段(即中間10個水平片段之一)。優選地，T-min和T-max水平片段之間的垂直間距為至少約2W，更優選地至少約4W，最優選地至少6W。優選地，T-min和T-max水平片段之間的垂直間距為至少約0,2H，更優選地至少約0.'IH，最優選地至少0.6H。如上所討論的那樣，當反應介質36中存在垂直溫度梯度時，可以有益地在反應介質的溫度最高的高位位置取出反應介質36，尤其是當取出的產物在較高的溫度下進行進-步的下游處理時。由此，如圖19和20巾所示，當通過一個或多個高位出口從反應區28「1-i取出反應介質36時，優選地，高位出口(一個或多個)位于T-max水平片段附近。優選地，高位出n位于Tiax水平片段的10個水平片段之內，更優選地在T-max水平片段的5個水平片段之內，最優選地在T-max水平片段的2個水平片段之內。現在要注意的是，本文中所述的許多本發明特征nj以應用f多個氧化反應器系統-不僅僅只是采用了單-一氧化反應器的系統。另外，本文中所述的-一些本發明特征可以應用于機械攪拌型和/或流動攪拌型氧化反應器-不僅僅只是氣泡攪拌型反應器(即鼓泡塔反應器)。例如，本發明者己發現丫與使得整個反應介質中氧濃度和Z或耗氧速率分級Z改變相關聯的一些優點。通過使反應介質巾氧濃度/消耗分級所實現的優點可以被實現，無論反應介質的總體積是含在單個容器中或者多個容器中。另外，通過使反應介質中氧濃度/消耗分級所實現的優點可以被實現，無論反應容器(一個或多個)為機械攪拌型、流動攪拌型和/或氣泡攪拌型。tt化反應介質中氧濃度/消耗速率分級程度的一種方法是，比較兩個或多個獨立的(distinct)20%連續休積的反應介質。這些20%連續休積不必由仟意特定形狀來限定，但是,每個2()%連續體積必須由相連體積的反應介質(即每個體積是"連續的")形成，且20%連續體積不準彼此重疊(即該體積是"獨立的")。圖29-31描述丫這些獨立的20%連續體積可以位于同一反應器(圖29)巾或多個反應器(圖30和31)巾。要注意的是，圖29-31中所示的反應器可以是機械攪拌型、流動攪拌型和/或氣泡攪拌型反應器。在一種實施力'案屮，優選地，圖29-31屮所示的反應器為氣泡攪拌型反應器(即鼓泡塔反應器)。現在參照圖29，反應器20被描述為含:丫/反應介質36。反應介質36包括第-一獨立的2()%連續體積37和第二獨立的2()%連續體積39。現在參照圖30，多反應器系統描述為包括第--反應器720a和第二反應器720b。反應器72()a、b合作地含有全部體積的反應介質736。第一反應器72()a含有第一反應介質部分736a，而第二反應器720b含有第二反應介質部分736b。反應介質736的第.'獨立的2()%連續體積737顯示為被限定在第一反應器720a巾，而反應介質736的第二獨立的20%連續體積739顯示為被限定在第二反應器720b中。現在參照圖31，多反應器系統描述為包括第一反應器820a、第二反應器820b和第-:反應器820c。反應器820a、b、c共同含^全部體積的反應介質836。第一反應器820a含有第一反應介質部分836a;第二反應器820b含有第二反應介質部分836b;第三反應器82(k含有第三反應介質部分836c。反應介質836的第--------獨立的20%連續休積837顯示為被限定在第一反應器82()a中；反應介質836的第二獨立的2()%連續體積839顯示為被限定在第二反應器820b中；反應介質836的第三獨立的20%連續體積841.M示為被限定在第三反應器82()c巾。反應介質中氧可得性的分級可以通過參照氣相中具有最豐富摩爾分數氧的20%連續體積的反應介質并且通過參照氣相中具17最稀少摩爾分數氧的20%連續體積的反應介質來量化。在氣相中含有最高濃度氧的獨立的2()%連續體積的反應介質的氣相中，基于濕基，時間平均和休積平均氧濃度優選地為約3-約i8mo1%，更優選地為約3.5-約Mmoi%，最優選地為4-l()mol%。在氣相中含有最低濃度氧的獨立的2()%連續體積的反應介質的氣相中，基T濕基，時間平均和體積平均氧濃度優選地為約0.3約5mol^，更優選地為約0,6-約4molX，最優選地為0,9-3mo:H另外，基于濕基，最豐富2()%連續體積的反應介質與最稀少20%連續體積的反應介質的時間平均和體積平均氧濃度的比值優選地為約].,5:1-約2():],更優選地為約2:1-約]2:1，最優選地為3:1-9:i。反應介質中耗氧速率的分級可以按照氧-STR來量化，如最初描述的那樣。在上文中在總的意義上(即出f整個反應介質的平均氧-STR的觀點)描述了氧-s're;但是，也可以在局部意義上(即--部分反應介質)考慮氧-STR，由此量化整個反應介質中耗氧速率的分級。本發明者己發現，非常有用的是，使氧-STR在整個反應介質中與本文中所公開的、與反應介質中壓力和反應介質氣相巾分子氧的摩爾分數相關的期望梯度綜合協調來變化。由此，優選地，反應介質的第一獨立的20%連續體積的氧-STR與反應介質的第二獨立的2()%連續體積的氧-STR的比值為約i..5:]-約2():],更優選地為約2:1-約i2:i，最優選地為3:卜9:i。在-一種實施方案中，"第一獨立的20%連續體積"相對于"第二獨立的2()%連續體積"位于更靠近f最初將分了氧引入反應介質的位置。氧-STR中的這些大梯度是期望的，無論部分氧化反應介質是包含在鼓泡塔氧化反應器中還是包含在其中在壓力和/或反應介質氣相中分子氧的摩爾分數中形成梯度的任意其它類型反應容器中(例如，在機械攪拌型容器中，其具有多個、垂直放置的攪拌區，通過使用多個具有強徑向流動的葉輪來實現，可以通過通常水平的折流板(baffle)組件來加強，具有通常從靠近反應容器下部的進料向上上升的氧化劑流動，盡管在每個垂直放置的攪拌區中可能發生人量械化劑流動的反混和在相鄰垂.宵放置的攪拌區之間可能發生一些氧化劑流動的反混)。也就是說，當在壓力和/或反應介質氣相中分子氧的摩爾分數中存在梯度時，本發明者已發現，通過本文中所公開的方法在對f溶解的氧的化學需要中形成類似的梯度是理想的。使局部氧-STR改變的優選方法是通過控制進料可氧化的化合物的位置和通過控制反應介質的液相混合，由此根據本發明的其它公開內容來控制可氧化的化合物的濃度梯度。使W部氧-STR改變的其它有用的方法包括，通過導致W部溫度變化和通過改變催化劑和溶劑組分的局部混合物來導致反應活性的變化(例如，通過引入另一氣體而在特定部分的反應介質中引起蒸發冷卻和通過加入含有更人量水的溶劑物流以在特定部分的反應介質屮降低活性)。如上關于圖30和31所討論的那樣，可以^用地在多個反應容器中進行部分氧化反應,其中至少一部分、優選地至少25%、更優選地至少50%、最優選地至少75%從第一反應容器中離開的分子氧被導入--個或多個隨后的反應容器中，用于消耗另外增量的、優選地大于1()%、更優選地大于2()%、最優選地大于4()%離開第一/上游反應容器的分子氧。當使用從-'個反應器到其它反應器的這種-'連串分子氧流動吋，期望地，采用高T至少一個隨后反應容器的反應強度來操作第一反應容器，優選地第一反應容器中容器平均-氧-STR與隨后反應容器中容器-平均-氧-STR的比值為約1,5:1-約20:l，更優選地約2:i-約i2:1,最優選地為3:i-9:i。如....匕所討論的那樣,所有類型的第一反應容器(例如，鼓泡塔，機械攪拌型，反混型，內部分級型，活塞流等)和所有類型的隨后反應容器(其可以或者不必為不同于第一反應容器的類型)可用于根據本發明的隨后反應器的分子氧的串流。導致容器-T-均-氧STR在隨后反應容器中下降的方法有用地包括降低溫度、降低可氧化的化合物濃度和降低催化組分與溶劑的特定混合物的反應活性(例如，降低鈷濃度、增加水濃度和添加諸如少量離子銅的催化抑制劑)。在從第一反應容器到隨后反應容器的流動屮，可以通過本領域公知的任意力'法來處理氧化劑物流，例如壓縮或減壓、冷卻或加熱、和除去或增加任意量或任意類型的物質。但是，當第一反應容器上部中的絕對壓力小f約2.0兆帕、更優選小f約1.6兆帕、最優選地小于i.2兆帕時，特別有用的是在隨后反應容器中采用降低容器-平均-氧-STR。另外，當第一反應容器....匕部中的絕對壓力與至少一個隨后反應容器上部中的絕對壓力的比值為約o,5:卜6:1、更優選地為約o.e:1-約4:1、最優選地為o.7:1-2:i吋，特別有用的是在隨后反應容器巾采用降低容器-平均-氧-STR。隨后容器中低于這些下限的減壓過度地降低了分子氧的可得性，且高于這些上限的升壓相對于使用新鮮供給的氧化劑成本更高。當在貝仃下降的容器-平均-氧STR的隨后反應容器中使用屮流的分子氧時，可氧化的化合物、溶劑和氧化劑的新鮮進料物流nj以流入隨后反應容器和/或第一反應容器中。反應介質的液相和固相(如果存在的話)的流動可以在反應容器之間仟意方向上流動。離開第一反應容器和進入隨后反應容器的全部或部分氣相可以與來自第一反應容器的反應介質的部分液相或固相(如果存在的話)分開地或者混合地流動。包含液相和固相(如果存在的話)的產物物流的流動可以在該系統中在任意反應容器中從反應介質中取出。再次參照圖l-29，在顯著不同于(根據本文中所公開的優選實施方案)傳統氧化反應器的條件下,氧化優選地在鼓泡塔反應器20屮進行。當根據本文屮所公開的優選實施方案鼓泡塔反應器20用于進行將對-二甲苯液相部分氧化為粗制對苯二甲酸(CTA)時，局部反應強度、局部蒸發強度和局部溫度的空間特性(profile)，結合反應介質內液體流型和優選的、相對低的氧化溫度，有助于形成具有獨特和有益性能的CTA顆粒。圖32A和32B描述了根據本發明一種實施方案制備的基本CTA顆粒。圖32A顯示了500倍放大倍數下的基本CTA顆粒，而圖32B在-'個基本CTA顆粒上放大并且M示'/2000倍放大倍數——F的顆粒。或許最好如圖32B巾所示的那樣，每個基木CTA顆粒通常由大量小的、團聚的CTA業顆粒形成，由此賦予基本CTA顆粒相對人的表面積、高孔隙率、低密度和良好溶解性。某本CTA顆粒通常平均顆粒尺寸范圍為約20-約150微米，更優選地為約30-約120微米，最優選地為40-90微米。C'TA亞顆粒通常平均顆粒尺寸范圍為約0.5-約30微米，更優選地為約1-約15微米，最優選地為2-5微米。圖32A和32B中所不的基本CTA顆粒的相對高表面積可以使用Braunauer-E咖eU-Teller(BET)表面積測量方法來量化。優選地，基本CTA顆粒的平均BCT表面積為至少約().6平方米/克(m2/g)。更優選地，基本CTA顆粒的平均BET表面積為約0.8-約4m2/g。最優選地，基本CTA顆粒的平均BET表面積為0.9-2m7g。通過木發明優選實施方案的優化氧化方法形成的基礎CTA顆粒的物理性能(例如顆粒尺寸、BET表面積、孔隙率和溶解性)容許通過更有效的和/或更經濟的方法來純化CTA顆粒，如下面關于圖35進一歩詳細描述的那樣。上面提供的平均顆粒尺寸值采用偏振光顯微法和圖像分析來確定。顆粒尺寸分析中采用的設備包括N丄konE800光學顯微鏡，其具有4XPlanFloui"N,A.0.i3物鏡、SpotRTTM數字相機、和個人電腦運行的imagePTOPUsTMV4.5.().19圖像分析軟件。顆粒尺寸分析方法包括下列主耍步驟(l)將CTA粉末分散在礦物油中；(2)制備該分散體的M微鏡載玻片和/或蓋片；(3)使用偏振光顯微鏡檢測該載玻片(交叉偏振條件-顆粒作為亮目標顯示在黑色背景上)"4)對于每個試樣制劑俘獲不同相片(場尺寸=3乂2,25咖；像素尺寸=1,84微米/像素)；(5)采用ImagePro:PLusTM軟件進行圖像分析；(6)將顆粒測^佰輸到電子數據表；和(7)在電子數據表中進行統計表征。"采用ImageProPLus"軟件進汀圖像分析"的歩驟(5)包括了步驟(a)設定圖像閾值以檢測暗背景上的白色顆粒；(b)形成二兀圖像；(C)運行單通開放濾波器以濾掉像素噪聲；(d)測量圖像中的所有顆粒；和(e)給出對于每個顆粒測量的T均直徑。ImagePTOPUsTM軟件定義單個顆粒的平均直徑為在2度間隔和通過顆粒質心測量的顆粒直徑的數均長度。"在電子數據表中進行統計表征"的步驟7包括如下來計算體積加權平均顆粒尺寸。如果為球形時采用pi/6tdr3計算試樣中n個顆粒的每一個的體積；使每個顆粒的體積乘以其直徑以得到pi/6fdr4;對于試樣中全部顆粒的pi/6fdr4值求和；將試樣屮全部顆粒的體積求和；和將體積加權的顆粒:,:徑計算為試樣屮n個顆粒全部(pi/6*dr4)之和除以試樣中n個顆粒全部(pi/6*dr3)之和。本文中所使用"平均顆粒尺寸"表不根據上述測試方法測W的體積加權的平均顆粒尺寸，并且也表不為D('l,3)。玲,3)=^~另外，歩驟7包括找出全部試樣休積的各種分數比其小的顆粒尺寸。例如，D(v，().1)為全部試樣體積的1()%比其小且9()%比其大的顆粒尺寸")(v，().5)為一半試樣體積比其大且.'半比其小的顆粒尺寸；D(v，0.9)為全部試樣體積的90%比其小的顆粒尺寸；等等。另外，步驟7包括計算D(v，0,9)減去I)(v，0.1)的數值，其在木文巾定義為"顆粒尺寸分布(spread)";并且步驟7包括計算顆粒尺寸分布除以D(4，3)的數值，其在本文中定義為"顆粒尺寸相對分布"。另外，優選地，上面測量的CTA顆粒的D(v，0.1)范圍為約5-約65微米，更優選地為約15-約55微米，最優選地為25-45微米。優選地，上面測量的CTA顆粒的D(v，0,5)范閨為約i0-約90微米，更優選地為約20-約80微米，最優選地為30-70微米。優選地，上面測#的CTA顆粒的l)(v，().9)范圍為約30-約150微米，更優選地為約40-約130微米，最優選地為50-110微米。優選地,顆粒尺寸相對分布范圍為約0.5-約2.O，更優選地為約0,6-約1,5，最優選地為0,7-1,3。在MicromeriticsASAP2000(可從Norcross，GA的MicromeriticslnstrumentCorporation獲得)上測量上面提供的BET表面積值。在該測量力'法的第一歩屮，稱說2-4-g顆粒試樣并且將其在真空下在5(TC干燥。隨后將試樣放置在分析氣體歧管(manifold)上并且冷卻到77°K。通過使試樣暴露f已知體積的氮氣并且測量壓力下降，在最少5個平衡壓力下測量氮吸附等溫線。平衡壓力近似地范閨為P/P。=(),()1-().20，其中P為平衡壓力且P()為77°K——F液氮的蒸氣壓。隨后根據其中，Va為試樣在:P值下，試樣吸附的氣體體積，v,為用申.層氣體覆蓋試樣全部表面所需的氣體體積，且C為常數。從該圖中，測定l和C。隨后通過下列等式使用77°K下氮氣的橫截面積將Vm轉換為表面積J=cr_!L及r其中，0為77°K下氮氣的橫截面積，T為77。K，且R為氣體常數。如上所提到的那樣，根據本發明-一種實施方案形成的CTA顯示相對于通過其它方法制得的常規CTA更優異的溶解性能。這種增強的溶解速率能使本發明的CTA通過更卨效的和Z或更有效的純化方法來純化。下列描述專注T其中可以量化CTA溶解速率的方式。在攪拌的混合物中，已知量固體溶解到已知量溶劑巾的速率可以通過各種方案來測量。如本文中所使用的那樣，稱為"定時溶解測試"的測量方法定義如下。在整個定時溶解測試屮使用約().1兆帕的環境壓力。整個定時溶解測試屮使用的環境溫度為約22°C。另外，同體、溶劑和全部溶解設備在開始測試之前在該溫度下完全在熱力學上平衡，并且在溶解時間段期間不存在nj感知的燒杯或其內含物的加熱或冷卻。將測量為250g的新鮮的、HPLC分析級的四氫呋喃(純度>99,9%)(下稱為THF)溶劑部分置于淸潔的國AX卨'狀4()()毫升玻璃燒杯(Kimble⑧零件號碼14()2()，Kimble麵ntes，VineIand,NJ)中，其為非絕緣的、滑邊的，且通常為圓柱形。將涂覆特氟龍的磁力攪拌棒(vw零件3碼58948-230，約1英寸長、直徑3/8英寸，八邊形橫截面，VW:MI:nternational，WestChester，PA19380)置丁"燒杯中，其中其自然地下沉到底部。使用Variomag⑧多點15磁力攪拌器(H&PLabortechnikAG，()berschleissheim，Germany)在■轉/分鐘的設定下攪拌該試樣。該攪拌在添加固體之前不超過5分鐘開始并且在添加固體之后繼續穩定地進行至少30分鐘。稱量總計250毫克的粗制或純化TPA顆粒的固體試樣到無粘性的試樣稱重盤中。在起始時間指定為t=0時，將稱重的固體一次全倒入攪拌的TIIF中，并且同時啟動定時器。適當地進行，THF非常快速地潤濕固體且在5秒鐘之內形成稀釋的、良好攪拌的漿料。隨后，在下列時間(從t=O，按分鐘測量)獲得該混合物的試樣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)從該稀釋的、良好攪拌的混合物中取出每個小試樣。一旦從燒杯中取出之后，將大約2毫升清澈的液體試樣通過新的、未使用的注射器過濾器(25mm直徑,0.45微米，GolmanGHPAcrodiscGF,Pal:LCorporation，EastHills,NY11548)快速地排到新的、標記的玻璃試樣瓶巾。每個注射器填充、過濾器放置、和排到試樣瓶的持續時間恰當地小于約5秒，該間隔適當地在每個目標取樣時間的任一側約3秒之內開始和結束。在每個填充的約5分鐘之內，將試樣瓶蓋帽并且保持在大約恒定的溫度下，直到進行下列化學分析。在t=0之后30分鐘的時間獲得最后試樣之后,采用在該公開內容之內其它地方概括描述的HPLC-DAD方法來分析全部十六個試樣的溶解TPA的量。但是，在現在的測試中，校準標準和報告的結果均基于每克THH溶劑溶解的TPA毫克數(下文中稱為"THF中ppm")。例如，如果全部250毫克固體為非常純的TPA且如果在獲得特定試樣之前該全部量完全溶解于250g的THF溶劑中，那么準確測量的濃度將為THF中約l()()O卯m。當根據本發明的CTA進行上述定時溶解測試時，優選地，在L=0之后i分鐘獲得的試樣溶解到TH卜'中濃度至少約5()()ppm，且更優選地THF中至少6()()ppm。對于在t.=()之后2分鐘獲得的試樣，優選地,根據本發明的CTA將溶解到THF中濃度至少約700ppm，更優選地THF中至少750卯m。對于在t=()之后4分鐘獲得的試樣，優選地，根據木發明CTA將溶解到TIIF中濃度至少約840ppm，更優選地TIIF中至少880ppm。發明者已發現,相對簡單的負指數式增長模型適用于描述來fi全部定時溶解測試的全部數據組的時間依賴性，盡管顆粒試樣和溶解過程是復雜的。等式的形式，下文稱為"定時溶解模型"，如下:S=A+B*(丄-exp(-C*L))，其中t=以分鐘為單位的時間；S=溶解度，單位為THF中卯m，在吋間t吋;eXp=基于2的自然對數的指數函數；A，B=以TIIF中ppm為單位的回jlT常數，其中A主要涉及在極短時間時較小顆粒的快速溶解,且其屮A+B之和主要涉及特定測試周期端點附近溶解的總量；和C=以分鐘倒數為單位的冋歸時間常數。調節回歸常數以使實際數據點與相應模型值之間的誤差的平方之和最小化,該方法通常稱為"最小二乘方"擬合。用于執行該數據回歸的優選軟件包為JMPRelease5,1,2(SASinstitutelnc,，」MPSoftware,SASCampusl)rive，Cary，NC27513)。當根據本發明的CTA采用定吋溶解測試進行測試并且擬合為上述定時溶解模型時，優選地，CTA的時間常數"C"大于約0.5min—、更優選地大于約0.6min—、且最優選地大于O,7min1。圖33A和33B描述了在連續攪拌槽反應器(CSTR)中通過常規高溫氧化方法制得的常規CTA顆粒。圖33A顯示了500倍放大下的常規CTA顆粒，而圖33B放大并且顯示了2000倍放大下的CTA顆粒。圖32A和32B中所示的本發明CTA顆粒與圖33A和33B中所不的常規CTA顆粒的視覺比較顯不,常規CTA顆粒相對f本發明CTA顆粒具有更高的密度、更低的表面積、更低的孔隙率、和更大的顆粒尺寸。實際上，圖33A和33B中所示的常規CTA的平均顆粒尺寸為約205微米和B卜:T表面積為約().57m2/g。圖34描述丫用T制備純化的對苯二甲酸(PTA)的常規方法。在該常規PTA方法巾，在機械攪拌型高溫氧化反應器700巾部分氧化對-二甲苯。從反應器700中取出包含CTA的漿料并隨后將其在純化系統702中純化。將純化系統702的PTA產物引入分離系統706以分離和千燥PTA顆粒。純化系統702代表大部分與通過傳統方法制備PTA顆粒相關聯的成本。純化系統702通常包括加水Z交換系統708、溶解系統710、氫化系統712、和-:個獨立的結晶容器704a，b，c。在加水/交換系統708中，用水置換絕大部分的母液。加水之后，將水./CTA漿料引入溶解系統7i0中，其中加熱水/CTA混合物直到CTA顆粒完全溶解于水。CTA溶解之后，使CTA的水溶液在氫化系統712中氫化。隨后將氫化系統712中的氫化流出物在結晶容器704a、b、c中進行三個結晶步驟，隨后在分離系統706中分離PTA。圖35描述了采用根據木發明實施方案構造的鼓泡塔氧化反應器800生產PTA的改進方法。從反應器800中取出包含固體CTA顆粒和液體母液的初始漿料。通常，該初始漿料可以含W約10-約50wtX的同體C'TA顆粒，余量為液體母液。初始漿料中存在的同體CTA顆粒典型地含有至少約'10()pp!服的4-羧基苯甲醛(4-C:BA)、更典型地為至少約80()ppi服的4-CBA、日.最典型地為i000-i5000ppmw的4-CBA。將從反應器800中取出的初始漿料引入純化系統8()2以降低CTA中存在的4-CBA和其它雜質的濃度。從純化系統802中制得更純的Z純化的漿料并且使其在分離系統804中分離和干燥，由此制得包含小丁'約400卯m沐4-CBA、更優選地小于約25()ppmw的4-CBA、最優選地為10—2()()卯mw的4-C:BA的更純的固體對苯二甲酸顆粒。圖35屮所示的PTA生產系統的純化系統802提供了許多優于圖34屮所示現有技術系統的純化系統802的優點。優選地，純化系統802通常包括液體交換系統806、蒸煮器(digester)808、和單個結晶器81()。在液體交換系統806中，用新鮮的置換溶劑將初始漿料中存在的至少約50^.%母液置換，由此提供包含CTA顆粒和置換溶劑的溶劑交換的漿料。將離開液體交換系統別)6的溶劑交換的漿料引入蒸煮器(或者次級氧化反應器)8()8中。在蒸煮器808中，在稍微高T在鼓泡塔反應器800中進行的初始/初級氧化反應中所用溫度的溫度下進行次級氧化反應。如l:所討論的那樣，反應器800中生成的CTA顆粒的高表面積、小顆粒尺寸、和低密度導致-一些CTA顆粒中夾帶的雜質變為對于蒸煮器808中的氧化反應來說是可獲得的，而不需要在蒸煮器808屮完全溶解CTA顆粒。由此，蒸煮器808屮的溫度可以低于多種類似的現W技術方法。蒸煮器808中進行的次級氧化優選地使得CTA中4-CBA濃度降低了至少20()ppmw、更優選地至少約40()ppmw、最優選地為600-6()()()卯mw。優選地，蒸煮器808中次級氧化溫度高于鼓泡塔反應器800中初級氧化溫度至少約iO°C，更優選地高于反應器中初級氧化溫度約2()-約8(rc，且最優選地高于反應器8()()中初級氧化溫度30-50"C。次級氧化溫度優選地為約160-約240°C，更優選地為約180-約22(rC，最優選地為190-21(rC。在分離系統8(M巾分離之前，來自蒸煮器8()8的純化產物只需要在結晶器810中單個結晶步驟。適宜的次級氧化/蒸煮技術在美國專利申請公開文獻No,2005/0065373屮更詳細地討論，其全部公開內容在此弓|入作為參考。由圖35中所示系統制得的對苯二甲酸(例如PTA)優選地由平均顆粒尺寸至少約'10微米、更優選地為約50-約2000微米、最優選地為60-200微米的PTA顆粒形成。該PTA顆粒的平均BET表面積優選地小于約0.25m2/g，更優選地為約0.005-約0.2m2/g，最優選地為().()H).18m2/g。由圖35中所示系統制得的PTA適用于用作制備PKT的原料。通常，P卜:T通過對苯二甲酸與乙二醇的酯化、隨后縮聚來制備。優選地，通過本發明實施方案制得的對苯二甲酸用作美國專利申請序號No.10/013，318(2001.12.7提交)所述管式反應器PET方法的進料，該文獻的全部公開內容在此引入作為參考。具有本發明屮所述的優選形態的CTA顆粒特別適用于上述用于降低4-CBA含量的氧化蒸煮工藝。另外,這些優選的CTA顆粒在包括顆粒的溶解和/或化學反應的大量拔它后續過程中提供了優點。這些額外的隨后過程包括，但也并不限定f，與至少一種含羥基的化合物反應以形成酯化合物，特別是CTA與甲醇反應形成對苯二甲酸二甲酯和雜質酯；與至少一種二醇反應以形成酯單體和/或聚合物化合物，特別是CTA與乙二醇反應以形成聚對苯二甲酸乙二醇酯(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-吡咯烷酮的溶劑，其可以包括進一步的加工，包括但也并非限定于再沉淀更多純的對苯二甲酸和/或選擇性化學還原并非羧酸基團的羰基。特別地包括CTA充分溶解于包括水的溶劑，結合降低醛，特別是4-CBA、芴酮、苯酮和/或蒽醌的量的部分氫化。本發明者也考慮到，具有本文中所公開的優選性能的CTA顆粒可以til不符合本文中公開的優選性能的CTA顆粒(不符合的CTA顆粒)來制得，通過包括但也并非限定于機械粉碎不符合的CTA顆粒并且完全或部分溶解不符合的CTA顆粒，隨后完全或部分再沉淀。根據本發明的-,中實施方案，提供了用T將可氧化芳族化合物部分氧化為--類或多類芳族羧酸的方法，其中進料溶劑部分(即"溶劑進料")的純度和進料可氧化的化合物部分(即"可氧化的化合物進料")的純度控制在下面規定的--些范圍之內。與本發明的其它實施方案一起，其能使反應介質的液相和，如果存在，固相和混合漿料(B卩，固體+液體)相的純度控制在下列一些優選范圍之內。關f溶劑進料，公知的是氧化可氧化芳族化合物以生產芳族羧酸，其中引入反應介質的溶劑進料為分析純乙酸和水的混合物，如通常在實驗室規模和中試規模中采用的那樣。同樣，公知的是，進行可氧化芳族化合物的氧化以生成芳族羧酸，其中從制得的芳族羧酸中分離出離開反應介質的溶劑并且隨后作為進料溶劑循環回反應介質中，主耍出T制造成木的原岡。該溶劑循環導致一些進料雜質和工藝副產物在循環的溶劑中經時間而積累。在再次引入反應介質之前本領域中己知各種方法來幫助純化循環的溶劑。通常，循環溶劑的更高程度純化導致相對于通過類似方法進行較低程度純化的顯著更高的制造成本。本發明的一種實施方案涉及理解和限定溶劑進料之中大量雜質的優選范圍，其中的許多迄今被認為主要是有利的，由此發現了在整體制造成本和整體產物純度之間的最佳平衡。"循環的溶劑進料"在本文中定義為包含至少約5w^在先已通過含有--種或多種進行了部分氧化的可氧化芳族化合物的反應介質的物質的溶劑進料。出于制造單元中溶劑庫存和生產時間的原因，優選地，部分循環的溶劑每個操作l--1通過反應介質至少-^次，更優選地對于至少七個連續操作日每天至少一次，且最優選地對于至少30個連續操作日每天至少一次。出于經濟原因，優選地，至少約20沐tX本發明反應介質的溶劑進料為循環的溶劑，更優選地至少約4(hrt%，仍更優選地至少約8()wt%，且最優選地至少9()wt%。本發明者已發現，出于反應活性的原因和出于氧化產物中留下的金屬性雜質的考慮,循環的溶劑進料之中所選多價金屬的濃度優選地為下面規定的范圍。循環溶劑中鐵的濃度優選地低于約i50ppmw、更優選地低于約40卯mw、日.最優選地為0-8ppmw。循環溶劑中鎳的濃度優選地低于約15()ppmw、更優選地低于約4()卯mw、且最優選地為()-8ppmw。循環溶劑中鉻的濃度優選地低丁'約150ppiw、更優選地低丁'約40卯mw、且最優選地為0-8卯mw。循環溶劑巾鉬的濃度優選地低于約75卯mw、更優選地低于約2()卯mw、且最優選地為0-4ppmw。循環溶劑中鈦的濃度優選地低于約75卯mw、更優選地低于約20卯mw、且最優選地為0-4pp卿。循環溶劑屮銅的濃度優選地低于約2()卯nw、更優選地低于約4卯nw、且最優選地為0-l卯m沐。循環溶劑中也通常存在其它金屬性雜質,通常在與-一種或多種上述金屬成比值的較低水平上變化。控制上述金屬在優選的范圍內將保持其它金屬性雜質在適當的水平。這些金屬可以源于仟意進入的工藝進料(例如進入的可氧化的化合物、溶劑、氧化劑和催化劑化合物中的)中的雜質。備選地,該金屬可以源于接觸反應介質和/或接觸循環溶劑的任意工藝單元中的腐蝕產物。用T控制金屬在所公開的濃度范圍之內的方法包括適當規定和監控各種進料的純度與適當使用構造材料，包括，但并非限定于，許多種商業級的鈦和不銹鋼，包括公知為雙相不銹鋼和高鉬不銹鋼的那些等級。本發明者也已發現了循環溶劑中所選芳族化合物的優選范圍。這些包括循環溶劑之中沉淀的和溶解的芳族化合物。意料不到地，甚至來自部分氧化對-二甲苯的沉淀產物(例如TPA)也是循環溶劑中待控制的污染物。由于存在對于反應介質之中固體水平的令人吃驚的優選范圍，所以溶劑進料中任意沉淀產物直接從可以共M進料的可氧化的化合物的量中減去。另外，已發現，在高水平進料循外洛劑屮的沉淀TPA固體不利地影響沉淀氧化介質之屮形成的顆粒的特性，導致下游操作(阿如，;、''物過濾、溶劑洗滌、粗制產物的氧化蒸煮、溶ftf祖制產物用于進一步處理，等等)屮不朋,的特性。循環溶劑進料屮沉淀固體的另一不明節的特性在于,相對于在從中獲得人量循環溶劑的TPA漿料之內的同體本體中的雜質濃度，這些經常含&極高水平的沉淀雜質。nj能地，在懸浮f循環濾液中的固體中發現的高水平雜質n」能f7—些雜質從循環溶劑中沉淀的成核時間和/或循環溶劑的冷卻相關，無論故意的或者由于環境損失。例如，相對于在16(rc下從循環溶劑中分離的tpa固體中發現的濃度，在(s(rc下在循環溶劑中存在的固體中發現丫高.顯色的和不期望的2，6-二羧基芴自問的濃度處丁'.顯著更高的水平。類似地，相對于來自反應介質的tpa固體巾發現的水平，在循環溶劑巾存在的固體中發現了顯著更高水平的間苯二甲酸的濃度。確切地，當再次引入到反應介質時，循環溶劑之屮夾帶的特定沉淀雜質怎樣表現看上去在變化。這點可能依賴于雜質在反應介質的液相之內的相對溶解性，可能依賴于沉淀雜質怎樣在沉淀同體之內分層，和可能依賴于同體首先再次進入反應介質的位置處tpa沉淀的局部速率。由此，本發明者已發現控制循環溶劑中-一些雜質的水平是有用的，如下所述，不論這些雜質是以溶解形式存在于循環溶劑中或者為其中夾帶的顆粒。循環濾液中存在的沉淀固體的量通過如下重量法來確定。從反應介質的溶劑供給巾取出代表性試樣，此時溶劑在朝向反應介質的導管中流動。有用的試樣大小為具有約25()毫升內體積的玻璃容器中俘獲的約100g。在釋放到人氣壓之前，但此時連續地流向試樣容器,將循環的濾液冷卻到低于1()()°C;該冷卻是為了限制在密封關閉在玻璃容器屮之前短間隔期間的溶劑蒸發。在大氣壓下俘獲試樣之后，將玻璃容器立即密封關閉。隨后使試樣冷卻到約2(rc，同時在約2()tr卜'由大氣包圍且沒有強制對流。在達到約2(rc之后，將該試樣保持在該條件下至少約2小時。隨后，將密封容器劇烈振蕩直到獲得視覺上均勻分布的固體。之后,立刻將磁力攪拌棒加到試樣容器中并且在足以有效地保持均勻分布的固體的速率下旋轉。通過吸液管取出具有懸浮固體的io毫升等分試樣混合液體并稱重。隨后,通過真空過濾從該等分試樣中分離液相木體，仍然在約2(rc下并且有效地不損失固體。隨后將從該等分試樣中過濾出的潮濕固體干燥，有效地不使固體升華，并稱重這些干燥的固體。干燥固體的革:量與原始等分試樣漿料的革:量之比為固體分數，通常表示為百分數并且在本文中表示為在2ot;下循環濾液沉淀的同體含量。本發明者已發現，溶解f反應介質液相的且包含缺少非芳族烴基的芳族羧酸(例如間苯二甲酸、苯甲酸、鄰苯二甲酸、2，5，4'-三羧基聯苯)的芳族化合物為意料不到地有害的組分。雖然這些化合物相對于具有非芳族烴基的可氧化的化合物在H標反應介質中化學反應性降低很多，但是本發明者己發現，這些化合物仍然進行大量有害的反應。由此，有益的是控制反應介質的液相中這些化合物的含量在優選范闈之內。這點導致循環溶劑進料中所選化合物的優選范圍以及可氧化的芳族化合物進料中所選前體的優選范圍。例如，在對-二甲苯液相部分氧化為對苯二甲酸(TPA)中，本發明者已發現，當間取代的芳族化合物在反應介質中含量極低時,反應介質和產物排放處中實質上不能檢測到高顯色的和不期望的雜質2,7-二羧基芴酮(2，7-DCF)。本發明者已發現，當溶劑進料中存在增a含量的間苯二甲酸雜質時,2，7-DCH的形成以幾乎止比例上升。本發明者也已發現，當對-二甲苯進料存在間-二甲苯雜質時，2，7-DCF的形成W次以兒乎正比例上升。另外，即使溶劑進料和可氧化的化合物進料缺乏間-取代的芳族化合物，木發明者已發現，在非常純的對-二甲苯的典型部分氧化期間形成了--些間苯二甲酸，特別是當反應介質液相屮存在苯甲酸時。這種fi身形成的間苯二甲酸可能，歸因于其相對于TPA在包含乙酸和水的溶劑中溶解性更大，在采用循環溶劑的商用單元中隨時間的推移而聚集。由此，溶劑進料中間苯二甲酸的量、nj氧化的芳族化合物進料中的間-二甲苯的量和反應介質中的間苯二甲酸自身牛成的速率全部都要適當地考慮彼此間的平衡以及與消耗間苯二甲酸的仟何反應平衡。已發現間苯二甲酸除了形成2，7-l)CF之外也進行額外的消耗性反應，如下所述。另外，本發明者己發現，當在對-二甲苯部分氧化為TPA中設定適當范圍的間-取代的芳族物質時存在其它問題要考慮。其它高顯色的和不期望的雜質(如2，6-二羧酸芴酮(2，6-DCF))顯示主要與溶解的、對-取代的芳族物質相關，該物質經常與液相氧化的對-二甲苯進料一起存在。由此，最好結合其它顯色雜質的產生水平來考慮2，7-DCF的抑制。例如，在對-二甲苯液相部分氧化為TPA中，本發明者已發現，偏斧、-酸的形成隨著反應介質之內的間苯二甲酸和鄰苯二甲酸含量T卜高fI'T]上升。偏苯三酸為導致由TPA生產PET期間聚合物鏈支化的三官能羧酸。在許多種PET應用中，必須控制支化度到低水平，并且因此必須控制純化的TPA中偏苯二酸到低水平。除了導致偏苯二酸之外，反應介質中的間-取代的和鄰-取代的物質的存在也導致生成其它三羧酸(例如1，3，5-三羧基苯)。另外，反應介質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。控制具有兩個以上羧酸基團的全部芳族羧酸的總產量是設定循環溶劑進料中、可氧化的化合物進料屮、和根據本發明的反應介質屮的間-取代的和鄰-取代的物質的優選水平的一種因素。例如，在對-二甲苯液相部分氧化為TPA中，本發明者已發現，反應介質液相中幾種缺少非芳族烴基的溶解的芳族羧酸的含量增加直接導致-一氧化碳和二氧化碳的產量增加。這種碳氧化物產量的增加表示氧化劑和可氧化的化合物二者的產率損失，后者因為許多種共M生成的芳族羧酸，其.'方面可以看作雜質，另-^方面也具有商業價值。由此，從循環溶劑中適當除去缺少非芳族烴基的相對可溶性羧酸在防止可氧化芳族化合物和氧化劑的產率損失方面具有經濟價值，另外也抑制了非常不期望的雜質如各種芴酮和偏苯三酸的生成。例如，在對-二甲苯液相部分氧化為TPA中，本發明者己發現，2，5，4'-一:羧基聯苯的形成似乎不nj避免。2，5，4，-三羧基聯苯為由兩個芳環偶聯形成的芳族三羧酸，可能由溶解的對-取代的芳族物質與芳基偶聯，該芳基可能是由對-取代芳族物質的脫羧基作用或脫羰基作用而形成的芳基，。幸運地，2,5，4'-二羧基聯苯通常在相對于偏苯二酸更低的水平下生成并且在生產PET期間通常不會導致與聚合物分子支化相關的困難M著增加。但是，木發明者已發現，根據木發明的優選實施方案，在包括烷基芳烴氧化的反應介質巾2，5，4，-三羧基聯苯的含量升高導致高顯色的和不期望的2，6-DCF的含量升高。增加的2，6-DCF可能由2,5,4'--:羧基聯苯通過閉環并失去水分子而形成，但是確切的反應機理并不確定。如果使2，5，4，-三羧基聯苯(其相對fTPA更可溶f包含乙酸和水的溶劑)在循環溶劑之內聚集過高，2，6-DCF的轉化速率可能變為不可接受地大。例如，在對-二甲苯液相部分氧化為TPA中，本發明者已發現，當以足夠濃度存在T液相中時，缺乏非芳族烴基的芳族羧酸(例如間苯二甲酸)通常導致反應介質化學反應性的輕微抑制。例如，在對-二甲苯液相部分氧化為TPA中，本發明者己發現，對于固相和液相中不同化學物質的相對濃度來說沉淀經常是非理想的(即非平衡的)。可能，這是因為在本文中優選的空時反應速率下沉淀速率極快，導致不理想的雜質共同沉淀，或者甚至阻塞。由此，當期望限制粗制TPA之中的一些雜質(例如偏苯三酸和2，6-DCF)的濃度時，由f卜'游單元操作的結構，優選地控制溶劑進料中它們的濃度以及反應介質中它們的牛成速率。例如，本發明吝-已發現，在對-二甲苯部分氧化期間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反應介質中具有不期望的影響，即使二苯甲酮化合物在TPA中木質l:不如芴酮和蒽醌那么高顯色。岡此，期望地在循環溶劑和可氧化的化合物進料中限制二苯甲S的存在和選擇前體。另外，本發明者己發現，高水平苯甲酸的存在，無論容納于循環溶劑l或者形成于反應介質屮，均導致4-，4/-二羧基二苯甲S的生成速率升高。回顧一下，本發明者已發現和充分地量化了關f在對-二甲苯液相部分氧化為TPA中存在的缺少非芳族烴基的芳族化合物的意料不到的大批反應。只是扼要重述苯甲酸的單一情形，本發明者已發現，本發明一些實施方案的反應介質中苯甲酸水平升卨導致高顯色和不期望的9-芴酮-2-羧酸的生成大大增加，導致4,4'-二羧基聯苯的水平大大增加，導致4，4'-二羧基二苯甲酮的水平增加，導致對-二甲苯期望的氧化的化學反應性稍微被抑制，和導致碳氧化物的水平升高以及附帶的產率損失。本發明者己發現，反應介質屮苯甲酸水平升高也導致間苯二甲酸和鄰苯二甲酸的產量增加，根據本發明的類似力'面其水平期望地控制在低范圍內。涉及苯甲酸的反應的數量和重要性可能甚至更意料不到，因為一些最近的發明者預期使用苯甲酸來代替乙酸作為溶劑的主要組分(例如參見US6，562，997)。另外，本發明者已發現，在對-二甲苯氧化期間苯甲酸以相對于其由雜質(例如通常在包含商業純度的對-二甲苯的可氧化的化合物進料中發現的甲苯和乙苯)的形成顯著重耍的速率自我生成。另一方面，木發明者已發現了就可氧化芳族化合物的存在而由-和就芳族反應中間體而言(二者均保留非芳族烴基并且也相對可溶于循環溶劑)，對循環溶劑組成的額外控制具有很小的價值。通常來說,這些化合物以基本上大于它們存在于在循環溶劑屮的速率進料到或者形成于反應介質之中；并且反應介質之中這些化合物的消耗速率足夠大，保留一個或多個非芳族烴基，以適3地限制它們在循環溶劑之中的聚集。例如，在多相反應介質中的對-二甲苯的部分氧化期間，對-二甲苯與大量溶劑--起蒸發到有限的程度。當這種蒸發的溶劑作為一部分廢氣離開反應器并且冷凝回收作為循環溶劑時，絕大部分蒸發的對-二甲苯也在其中冷凝。不必耍限制循環溶劑中這種對-二甲苯的濃度。例如，如果在漿料離開對-二甲苯氧化反應介質時從固體巾分離溶劑，這種回收的溶劑將含有與從反應介質中除去的點的所表示的濃度相似的溶解的對-甲苯甲酸。雖然可能重要的是限制反應介質液相之中對-甲苯甲酸的靜止濃度，參見下面，但是相對于反應介質之中對-甲苯甲酸的形成，由f其相對良好的溶解性和低的質量流速，不必要單獨調節這部分循環溶劑中的對-甲苯甲酸。類似地，本發明者已發現幾乎沒有理由來限制具有甲基取代基的芳族化合物(例如甲苯甲酸)、芳族醛(例如對苯二甲醛)、具有羥基-甲基取代基的芳族化合物(例如4-羥甲基苯甲酸)、和含有至少-'個非芳族烴基的溴代芳族化fr物(例如a-溴-對-甲苯甲酸)在循環溶劑中的濃度低于從反應介質(根據木發明優選實施方案在二甲苯部分氧化中發生的)中離開的液相中固有存在的濃度。意料不到地，本發明者也己發現，也不必要調節循環溶劑屮在二甲苯部分氧化期間固有生成的所選酚的濃度，因為這些化合物以大大高于它們在循環溶劑中的存在的速率在反應介質之中形成和破壞。例如，本發明者已發現，當以每lkg對-二甲苯超過2g4-羥基苯甲酸的速率共同進料時，在本發明的優選實施方案中，4-羥基苯甲酸相對少地影響化學反應性，所述進料速率大大高于循環溶劑中的自然存在，盡管其他人已報道為類似反應介質中的主要有害物(例如參見W.Partenheimer，CatalysisToday23(1995)第81頁)。由此，在設定現在所公開的溶劑進料巾各種芳族雜質的優選范闈中存在多種反應和多種考慮。這些發現根據在設定時間段期間、優選1天、更優選1小時、且最優選1分鐘進料到反應介質的全部溶劑物流的總體軍:均組成來陳述。例如，如果一種具有4-0卯mw間苯二甲酸的組成的溶劑進料以7kg,Zmin的流速基本上連續地流動，具Y/2000卯iro間苯二甲酸的組成的第二溶劑進料以1()kg/min的流速基本上連續地流動，并且不存在進入反應介質的其它溶劑進料流，那么溶劑進料的總休重均組成訃算為(40*7+2000*10)Z(7+i0)=1193ppnw間苯二甲酸。值得注意的是，在進入反應介質之前可能與溶劑進料混合的各種可氧化的化合物進料或者各種氧化劑進料的重量在計算溶劑進料的總體重均組成時不作考慮。下面表1列出了引入反應介質的溶劑進料中-一些組分的優選值。表1中所列的溶劑進料組分如—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)、2,6-二投墓場酮(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)、包括未單獨列出的其它芴酮的全部芴酮(全部芴酮)、4，4'-—羧酸聯苯(4，4，-DCB)、2，5，4，-三羧基聯苯(2，5,4'-TCB)、鄰苯二甲酸(PA)、間苯二甲酸(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)、對苯二甲酸(TPA)、在20。C下沉淀的固體、和缺少非芳砍烴基的全部芳族羧酸。下面表1提供了根據本發明實施方案生成的CTA屮這些雜質的優選一-.，表1引入反應介質的溶劑進料的組分<table>tableseeoriginaldocumentpage45</column></row><table><table>tableseeoriginaldocumentpage46</column></row><table>循環溶劑中通常也存在多種其它芳族雜質，通常在甚至更低的水平和/或與一種或多種所公開的芳族化合物成比例地變化。用于控制所公開的芳族化合物在優選范閨內的方法也通常保持其它芳族雜質在適當的水平。當反應介質中使用溴時，己知大量的離子形式溴和有機形式溴處T動態平衡。這些多種形式的溴一旦離開反應介質并且通過各種和循環溶劑有關的竿.元操作后具有不同的穩定特性。例如,a-溴-對-甲苯甲酸可以在-一些條件下同樣地繼續存在或者可以在其它條件F快速水解以形成4-輕基甲基苯甲酸和溴化氫。在本發明屮，優選地在反應介質的總體溶劑進料中存在的溴的總質量中，至少約40wtX、更優選地至少約60wtX、且最優選地至少約80wtX為一種或多科'K列化學形式離了溴、a-溴-對-甲苯甲酸、和溴代乙酸。雖然控制溶劑進料的總體重均純度在本發明所公開的、期望的范圍之內的重要性和價值迄今并未被發現和/或公開，但是用丁1空制溶劑進料純度的適宜方法可以從本領域已知的多種方法巾組配而成。首先，從反應介質巾蒸發的任意溶劑通常具有適宜的純度，前提是反應介質中的液體或固體沒有被蒸發的溶劑夾帶。將回流溶劑液滴進料到反應介質上方的廢氣脫離空間，如本文屮所公開的那樣，適當地限制了這種夾帶；并且相對于芳族化合物來說適宜純度的循環溶劑可以從這種廢氣中冷凝形成。其次，困難更大且成本更高的循環溶劑進料的純化通常與從反應介質中以液體形式取出的溶劑和隨后接觸從反應容器中取出的反應介質的液相和/或固相(例如，從濃縮和/或洗滌固休的過濾器中獲得的循環溶劑，從濃縮和/或洗滌固體的離心機中獲得的循環溶劑，和從結晶操作中獲得的循環溶劑，等等)的溶劑相關。但是，本領域中也公知用T采用-,中或多種現有公開內容進行這些循環溶劑物流的必要純化的方法。就控制循環溶劑巾的沉淀固體在規定的范闈之內而Ff，適宜的控制方法包括但并非限定于，重力沉降、在旋轉帶式過濾器和旋轉桶式過濾器上使用濾布的機械過濾、采用位于壓力容器內的靜態過濾介質的機械過濾、水力旋流器、和離心機。就控制循環溶劑中溶解的芳族物質在規定的范圍之內而言,控制方法包括、但并不限定fUS專利'1，939，297和US專利申請公報2005-0038288(在此引入作為參考)中所公開的那些。但是，這些現有發明中都沒有發現和公開如本文中所公開的總休溶劑進料中純度的優選水T。相反地，這些現有發明僅僅提供了純化所選的部分循環溶劑物流的方法，并未推斷出反應介質的總體重均溶劑進料組成的本發明的最佳值。現在轉向可氧化的化合物進料的純度，公知的是，在用于聚合物生產的純化TPA中存在一定水平的間苯二甲酸、鄰苯二甲酸、和苯甲酸且在低水平下是可忍受的。另外，己知這些物質相對更溶于多種溶劑且可以有益地通過結晶工藝從純化的TPA屮除去。但是，從本文中所公開的本發明實施方案來看，現在已知在反應介質的液相中控制幾種相對可溶的芳族物質(特別是包括間苯二甲酸、鄰苯二甲酸、和苯甲酸)的水平，對f控制反應介質中形成的多環和顯色芳族化合物的水平、對于控制每個分子具有多于2個羧酸官能團的化合物、對于控制部分氧化反應介質之內的反應活性、和對于控制氧化劑和芳族化合物的產率損失來說是令人吃驚地重耍。木領域巾公知的是，在反應介質巾形成了間苯二甲酸、鄰苯二甲酸、和苯甲酸，如下所述。間-二甲苯進料雜質以良好轉化率和產率被氧化成IPA。鄰-二甲苯進料雜質以良好轉化率和產率被氧化成鄰苯二甲酸。乙苯和甲苯進料雜質以良好轉化率和產率被氧化成苯甲酸。但是，本發明者已發現，大量的間苯二甲酸、鄰苯二甲酸、和苯甲酸也通過間-二甲苯、鄰-二甲苯、乙苯、和甲苯氧化之外的方式形成f包含對-二甲苯的反應介質之內。這些其它本質的化學路線可能包括脫羰基化、脫羧基化、過渡態的結構重組、和甲基與羰基加成到芳環--匕在確定可氧化的化合物進料中雜質的優選范圍時，多種因素是相關的。如果氧化產物的純度要求是相當嚴格的(例如，在用于部分氧化對-二甲苯的反應介質巾，通常發現于工業純對-二甲苯中的甲苯、和乙苯導致形成苯甲酸，并且這種苯甲酸人量地從人多數商業化的TPA屮除去)，那么進料屮的任意雜質可能是有接的產率損失和產品純化成本。當進料雜質的部分氧化產物參予另外的反應時，那么在考慮承受多少進料純化成本時，簡單的成本損失和去除之外的因素變為適宜的(例如,在用f部分氧化對-二甲苯的反應介質中，乙苯導致苯甲酸，并目.苯甲酸隨后導致高顯色的9-芴酮-2-羧酸、導致間苯二甲酸、導致鄰苯二甲酸、和導致增加的碳氧化物,及其他)。當反應介質通過與進料雜質不直接相關的化學機理自身形成額外量的雜質時，該分析變得仍更復雜(例如，在用T部分氧化對-二甲苯的反應介質巾，苯甲酸也自身形成于對-二甲苯木身)。另外，粗制氧化產物的下游處理可以影響對于優選進料純度的考慮。例如，去除直接雜質(苯甲酸)和隨后雜質(間苯二甲酸、鄰苯二甲酸、9-荷酮-2-羧酸等)到合適水平的成本可以是一種并且相同,可以是彼此不同，并且可以不同于將大大不相關的雜質(例如對-二甲苯氧化為TPA中的不完全氧化產物'1-CBA)除去的要求。下面公開的用于對-二甲苯的進料純度范閨為優選的，其中對-二甲苯與溶劑和氧化劑一起進料到反應介質中用于部分氧化以生產TPA。這些范圍在具有用于從反應介質中除去氧化劑和溶劑之外的雜質(例如催化劑金屬)的氧化后續步驟的TPA生產方法中是更優選的。這些范圍在從CTA中除去額外的4-CBA的TPA生產方法中是仍更優選的(例如，通過CTA轉化為對苯二甲酸二甲酯和雜質酯并且隨后通過蒸餾分離4-CBA的甲酯，通過氧化蒸煮法將4-C'BA轉化為TPA,通過氫化方法將4CBA轉化為對-甲苯甲酸，其隨后通過部分結晶方法來分離)。這些范圍在通過氧化蒸煮法將4-CBA轉化為TPArfi]從CTA中除去額外的4-CBA的TPA牛產方法中是最優選的。通過在循環芳族化合物的優選范圍以及直接由進料雜質氧化形成的芳族化合物(和其它固有的化學路線相比)的相對量方面的新知識，己發現'/對T進料到TPA生產的部分氧化工藝中的不純對-二甲苯而i^改進的雜質范闈。下面表2提供了對-二甲苯進料中的間-二甲苯、鄰-二甲苯、和乙苯+甲苯量的優選值。表2-不純對-二甲苯進料的組分<table>tableseeoriginaldocumentpage48</column></row><table>*乙苯和甲苯的規定分別是單獨的且以總和計木領域技術人員現在意識到，不純對-二甲苯巾的以I:雜質可以在它們的部分氧化產物在循環溶劑中聚集之后對反應介質具有最人的影響。例如，當在反應介質中具有約33wt^固體下操作時，進料最優選范圍上限量的間-二甲苯，400卯mw，將在反應介質的液相中立即生成約200卯mw間苯二甲酸。將這與間苯二甲酸在循環溶劑中最優選范圍的上限a輸入(/10()卯mw)進行比較,在經歷通常的溶劑蒸發以使反應介質冷卻之后，所述400ppmw，致/十:反應介質的液相內達到約i200ppmw的間苯二甲酸。由此，隨著時間的推移部分氧化產物在循環溶劑之內的聚集表現了不純對-二甲苯進料中間-二甲苯、鄰-二甲苯、乙苯、和甲苯雜質的最大可能的影響。由此，不純對-二甲苯進料中雜質的上述范圍對T在特定制備竿ji:中任意部分氧化反應介質的每天操作而由-優選保持至少半天，更優選地對于至少7天連續操作而言保持至少四分之三每天，最優選地對于至少30天連續操作而言不純對-二甲苯進料組合物的質量加權平均值(mass-weightedaverage)落在優選范圍之內。用于獲得優選純度的不純對-二甲苯的方法是現丫]技術中已知的并且包括但并不限定f蒸餾,在亞室溫K部分結晶法，和使用選擇性孔徑吸附的分了篩法。但是，本文中所規定的純度優選范閨，在它們的高端，比對-二甲苯的商業供應商的特征實踐更要求更卨和更昂貴；然而在它們的低端，優選范圍避免了為了進料到部分氧化反應介質中而對對-二甲苯的高成本純化，這是由T發現和公開'/對-二甲苯自身中的雜質自身形成和反應介質內的雜質消耗反應的組合效果變得比不純對-二甲苯之內雜質進料速率更重要。當含二甲苯的進料物流含有所選的雜質(如乙苯和/或甲苯)時，這些雜質的氧化可以生成苯甲酸。本文屮所使用的術語"雜質生成的苯甲酸"表示在二甲苯氧化期間衍生自二甲苯之外的任意原料的苯甲酸。如本文中所公開的那樣，一部分二甲苯氧化期間生成的苯甲酸衍生自二甲苯本身。除了可能是雜質生成的苯甲酸的任意部分苯甲酸生成之外，這種由二甲苯生成苯甲酸是獨立的。不受理論限制，認為是3各種二甲苯的中間氧化產物自發地脫羰基化(失去一氧化碳)或脫羧基化(失去二氧化碳)以由此牛成芳基時，苯甲酸衍牛自反應介質之內的二甲苯。這些芳基可以隨后從反應介質中多種可獲得的原料之一中提取氫原子并且形成自身生成的苯甲酸。不論化學機理如何，本文中所使用的術語"自身生成的苯甲酸"將表示在二甲苯氧化期間衍生自二甲苯的苯甲酸。另外如本文中所公開的那樣，當對-二甲苯氧化生成對苯二甲酸(TPA)時，fi身生成的苯甲酸的形成導致對-二甲苯產率損失和氧化劑產率損失。另外，反應介質液相屮自身生成的苯甲酸的存在與多種不期望的副反應的增加相關，特別包括稱為單-羧基-芴酮的高顯色化合物的生成。自身生成的苯甲酸也有助f循環濾液中苯甲酸不期望的聚集，其進--歩提高了反應介質液相中苯甲酸的濃度。由此，自身形成的苯甲酸的形成期望最小化，但是也同時與雜質生成的苯甲酸、影響苯甲酸消耗的因素、和反應選擇性的其它問題有關的因素、和整體經濟性-'起進行適當地考慮。木發明者已發現，苯甲酸的自生成可以通過適當選擇例如氧化期間反應介質之內的溫度、二甲苯分布、和氧獲得性來控制到低水平。不希望受理論限制，較低溫度和改進的氧獲得性顯示抑制脫羰基化和/或脫羧基化速率，巾此避免了關于fi身生成苯甲酸的產率損失。充足的氧獲得性似乎將芳基推向形成其它史"利的產物，特別是羥基苯甲酸。反應介質中二甲苯的分布也nj以影響芳基轉化為苯甲酸或羥基苯甲酸之間的平衡。無論化學機理如何，本發明者己發現反應條件雖然溫和得足以降低苯甲酸產量，但是仍劇烈到足以將大部分羥基苯甲酸產量氧化為一氧化碳和/或二氧化碳(其容易從氧化產物中除去)。在本發明的優選實施方案中，氧化反應器以這樣的方式來構造和操作，即使得自身生成的苯甲酸的形成最小化并且羥基苯甲酸氧化為一氧化碳和/或二氧化碳最大化。當氧化反應器被用于將對-二甲苯氧化為對苯二甲酸時，優選地，對-二甲苯占引入反應器的進料流屮全部二甲苯的至少約5(hrt%。更優選地,對-二甲苯占進料物流屮全部二甲苯的至少約75wtX。仍更優選地，對-二甲苯占進料物流中全部二甲苯的至少95wtX。最優選地，對-二甲苯基本上構成全部進料物流中的所有二甲苯。當反應器被用于將對-二甲苯氧化為對苯二甲酸時，優選地使對苯二甲酸的牛產速率最大化，同時使自身生成的苯甲酸的生產速率最小化。優選地,對苯二甲酸的生產速率(重量)與自身生成的苯甲酸的生成速率(重量)之比為至少約500:l，更優選地至少約iooo:1，且最優選地至少i500:i。如下將看到的那樣，優選在反應介質液相中苯甲酸的濃度低于2000ppnw、更優選地低于1000卯mw、且最優選地低于500ppm沐時，測量fi身生成的苯甲酸的生產速率，因為這些低濃度將苯甲酸轉化為其它化合物的反應抑制到適宜的低速率。結合自身生成的苯甲酸和雜質生成的苯甲酸，對苯二甲酸的生產速率(歪g:)與全部苯甲酸的牛產速率(重量)之比優選地為至少約400:i，更優選地至少約700:丄，且最優選地至少:i。如下將看到的那樣，優選在反應介質液相中苯甲酸的濃度低于2000卯iw、更優選地低丁'1000卯mw、且最優選地低丁'500ppiw時，測量自身生成的苯甲酸加k雜質生成的苯甲酸的總生產速率，岡為這些低濃度將苯甲酸轉化為其它化合物的反應抑制到適宜的低速率。如本文中所公開的那樣，反應介質的液相中升高濃度的苯甲酸導致多種其它芳族化合物的形成增加，其中幾種為TPA中的有害雜質；并且，如本文中所公開的那樣，反應介質的液相中升高濃度的苯甲酸導致碳氧化物氣休的形成增加，其形成代表了氧化劑和芳族化合物和/或溶劑的產率損失。另外，現在公開的是，本發明者已發現，相當大部分這種增加的其它芳族化合物和碳氧化物的形成是衍自-'些苯甲酸分子本身轉化的反應，這和苯甲酸催化其它反應(苯甲酸自身不消耗)不同。岡此，"苯甲酸的凈生成"在木文中定義為相同時間段期間全部離開反應介質的苯甲酸的時間平均重量減去全部進入反應介質的苯甲酸的時間平均革:量。這種苯甲酸的凈生成經常是i—F.的,其受制于雜質生成的苯甲酸和fi身生成的苯甲酸的形成速率。但是,本發明者己發現，苯甲酸轉化為碳氧化物、和轉化為幾種其它化合物的轉化速率隨著反應介質的液相中苯甲酸濃度增加rfl]近似線性增加,其中在包括溫度、氧獲得性、STR、和反應活性的其它反應條件保持近似恒定時測量。由此，當反應介質的液相中苯甲酸濃度足夠大時(可能由于循環溶劑中苯甲酸濃度升a)，那么苯甲酸分子轉化為其它化合物(包括碳氧化物)可以變為等T或大T新苯甲酸分子的化學生成。此時，苯甲酸的凈生成可以變為平衡地接近于零或者甚至負值。木發明者已發現，苯甲酸的凈生成為正時，那么反應介質中對苯二甲酸的生產速率(重量)相對于反應介質中苯甲酸的凈生成速率之比優選地高于約7()():i，更優選地高于約i.ioo:i，且最優選地高于4000:i。本發明者己發現，當苯甲酸的凈生成為負時，反應介質中對苯二甲酸的生產速率(虛^)相對f反應介質中苯甲酸的凈生成速率之比優選地高f約2()():(-i)，更優選地商丁fj丄ooo:(-丄)，日.最優選地高于5000:(-丄)。本發明者也已發現了對于從反應介質中取出的漿料(液體+固體)的組成和對于該漿料的固體CTA部分的優選范圍。該優選的漿料和優選的CTA組成是令人吃驚地優異且有用的。例如，通過氧化蒸煮從該優選的CTA中制得的純化T:PA具有充分低水平的總雜質和顯色雜質，使得該純化TPA對于PET纖維中的多種應用和PET包裝應用是適宜的，無需氫化額外的4-C:BA和/或顯色雜質。例如，優選的漿料組成提供了歪要雜質濃度相對低的反應介質的液相，這樣重要地降低了其它甚至更加不期望的雜質(如本文中所描述的那些)的形成。另外，根據本發明的其它實施方案,優選的漿料組成重要地有助f隨后處理來自漿料的液休，以變為適宜純度的循環溶劑實施方案。依據本發明一種實施方案生產的CTA含有少于通過傳統方法和設備生產的CTA的所選類型雜質，特別是采用丫循環溶劑的那些。可以存在TCTA中的雜質包括下列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-，-二撥^膚苯(4，4，-DC:B)、2，5，4，-三羧基聯苯(2，5，4'-TCB)、鄰苯二甲酸(PA)、間苯二甲酸(IPA)、苯甲酸(BA)、偏苯一:酸(TMA)、對-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提供了依據本發明實施方案生產的CTA中這些雜質的優選量。表3-CTA雜質<table>tableseeoriginaldocumentpage51</column></row><table><table>tableseeoriginaldocumentpage52</column></row><table>另外，優選地，依據本發明實施方案生產的CTA具有相對于通過傳統方法和設備生產的CTA更低的顏色含量，特別是采用循環溶劑的那些。由此，優選地，依據本發明一種實施方案生產的CTA在340nm處的百分比透射率為至少約25%，更優選地至少約50%,且最優選地至少60%。另外優選地，依據本發明一種實施方案生產的CTA在400nm處的百分比透射率為至少約88%，更優選地至少約90%,H.最優選地至少92%。用于百分比透射率的測試提供了對存在于TPA或CTA中的顯色的、吸光雜質的測量。如本文中所使用的那樣，該測試表示在通過將2.OOg干燥固體TPA或CTA溶解T20.0毫升分析純或更好的二甲基亞砜(DMSO)制得的一部分溶液i:進行測t^。隨后將一部分該溶液置于IIellma半-顯微流槽(semi-microflowcell)，PN176,700中，其由石英制成并且光程為1,()cm和體積為0,39毫升。(HellmaUSA,80SkylineDrive,Plainview,NY11803)。使用Agilent8453二極管陣列分光光度計來測量通過該填充的流槽的不同波長光的透射率。(AgilentTechnologies,395PageMill:Road，:PaloMto，CA9-1303)。在對背景吸收進行適當修正之后(所述背景包括但并不限定于所用的流槽和溶劑)，通過機器直接報道百分比透射率結果,用于表征透過溶液的入射光的份數。在:M()體和4()()體光波長下的百分比透射率值特別適用T從多種通常在其中發現的雜質中鑒別純TPA。下面表4巾提供了反應介質的漿料(固體+液體)相巾多種芳族雜質的優選范圍。表4-漿料雜質<table>tableseeoriginaldocumentpage52</column></row><table><table>tableseeoriginaldocumentpage53</column></row><table>這些漿料的優選組成體現了反應介質液相的優選組成，同時有用地避免了和下述情況"關的實驗上的困難所述情況即為在從反應介質中取樣、分離液體和同體、以及轉變到分析條件的過程中另外的液相組分從反應介質中沉淀成固相組分。反應介質的漿料相中和反應介質的CTA中也通常存在多種其它芳族雜質，通常在甚至更低水T下和/或與一種或多種所公開的芳族化合物成比例地變化。控制所公開的芳族化合物在優選范圍之內將保持其它芳族雜質在適當水平。對丁-反應介質中漿料相和對丁-從該漿料中直接獲得的固體CTA而由—，這些有利組成通過用木文巾所公開的用于將對-二甲苯部分氧化為TPA的本發明實施方案的操作來獲得。采用液相色譜讓測tt溶劑、循環溶劑、CTA、來反應介質的漿料和PTA屮低水平組分的濃度。現在描述兩種可"換的實施方案。本文中稱為HPLC-DAD的方法包括與二極管陣列傳感器(DAD)耦合的高壓液相色譜(HPLC)，由此提供給定試樣中各種分子物質的分離和量化。用于該測量的設各為型號1100HPLC',旦:裝配Y/DAD,由AglientTechnologies(PaloAlto，CA)提供，但是其它適宜設備也可以從其它供應商那里商購獲得。如本領域中公知的那樣，使用以已知量存在的已知化合物來校正洗脫時間和檢測器響應，所述化合物和用量對在實際未知試樣中存在的那些而言是合適的。本文中稱為HPLC-MS的方法包括與質譜(MS)耦合的高j土液相色譜(HPLC)，由此提供給定試樣巾各種分子物質的分離、鑒別和量化。用于該測量的設備為由WatersCorp.(Milford，MA)提供的AllianceIIPLC和ZQMS，但是其它適宜設備也可以從其它供應商那串.商購獲得。如本領域屮公知的那樣，使用以已知量存在的已知化合物來校lR先脫時間和質譜響應，其中所述化合物和用量對在實際未知試樣中存在的那些而言是合適的。本發明另一實施方案涉及部分氧化芳族nj氧化的化合物，同時在一方面對有害芳族雜質的抑制和另-一方面一氧化碳與-一氧化碳(統稱為碳氧化物(C0x))的形成之間進行適當地平衡。這些碳氧化物通常在廢氣中離開反應容器，并且它們對應于溶劑和可氧化的化合物的破壞性損失，所述可氧化的化合物包括極優選的氧化衍生物(例如乙酸、對-二甲苯、和TPA)。木發明者已發現了碳氧化物形成的下限，低于該下限時其似乎大量生成有害芳族雜質，如下所述，并且低的總體轉化水平必然太差以至于無經濟實用性。本發明者也己發現了碳氧化物的上限，高于該上限時碳氧化物的生成繼續增加，同時幾乎沒有了由有害芳族雜質減少生成所帶來的進-一歩價值。本發明者已發現，降低反應介質中芳族可氧化的化合物進料和芳族中間體物質的液相濃度導致在部分氧化芳族可氧化的化合物期間有害雜質的牛成速率更低。這些有害雜質包括偶聯芳環和/或含有卨于期望數量的羧酸基團的芳族分子(例如，在對-二甲苯的氧化中，有害雜質包括2,6-二羧基蒽醌、2,6-二羧基芴酮、偏苯三酸、2，5,4'-三羧基聯苯、和2，5，4'-二苯甲酮)。芳族中間體物質包括起源于可氧化芳族化合物進料且仍含有非芳族烴基的芳族化合物(例如，在對-二甲苯的氧化中，芳族中間體物質包括對-甲苯甲醛、對苯二甲醛、對-甲苯甲酸、4-CBA、4-羥某甲某苯甲酸、和a-溴-對-甲苯甲酸)。保留非芳族烴基的芳族可氧化的化合物進料和芳族中間體，當存在于反應介質的液相中時，顯不以類似f本文中對f缺少非芳族烴基的溶解芳族物質已描述的方式導致形成有害雜質(例如，間苯二甲酸)。比照這種對于較卨反應活性的需求以抑制部分氧化可氧化芳族化合物期間有害芳族雜質的形成，本發明者己發現，不期望的附帶結果是碳氧化物的生產增加。重耍理解的是，這些碳氧化物代表了可氧化的化合物和氧化劑的產率損失，并非僅僅只是溶劑的損失。明確地，人部分和有時主要部分的碳氧化物來fi可氧化的化合物、和其衍生物，并非來自溶劑；并且經常按每個碳單元計算可氧化的化合物比溶劑成本更多。另外，歪要理解的是，當存在于反應介質的液相中時，期望的產物羧酸(例如TPA)也發生過氧化以成為碳氧化物。同樣重要的是意識到本發明涉及反應介質液相中的反應和其中的反應物濃度。這點與-一些現有發明不同，這些現有發明直接涉及形成保留非芳族烴基的芳族化合物的沉淀固體形式。具體地，對于對-二甲苯部分氧化為TPA而言，一些現有發明涉及在CTA固相中沉淀的4-CBA的量。但是，本發明人己發現'/采用相NJ規格的溫度J土力、催化、溶劑組成和對-二甲苯的時空反應速率，固相中4-CBA與液相中4-C:BA之比大于2:1的變化，取決于是否該部分氧化在良好混合的高壓釜中或者依據本發明在具有氧和對-二甲苯分級的反應介質中進行。另外，本發明者己發現，在相似規格的溫度、壓力、催化和溶劑組成下，同相中4-CBA與液相中4-CBA的比值也可以在良好混合的或分級的反應介質中變化高f2:1，取決于對-二甲苯的時空反應速率。另外，固相CTA中4-CBA并不顯示有助于有害雜質的形成，并且固相中的4-CBA可—以回收并且簡單地以a產率氧化成TPA(例如，如本文中所述，通過氧化蒸煮CTA漿料)；但是除去有害雜質比除去固相4-CBA更加困難和成本更高得多，并且碳氧化物的生成代表了永久性的產率損失。由此，重要區別的是，木發明的該方面涉及反應介質中的液相組成。無論源于溶劑或者可氧化的化合物,本發明者已發現，在具有商業實用性的轉化下，碳氧化物的生產主要與整體反應活性的水平相關，盡管在用于獲得整體反應活性水平的溫度、金屬、鹵素、溫度、通過pH:測量的反應介質的酸度、水濃度的具體組合有寬的變化。本發明者已發現了使用在反應介質中部高度、反應介質底部、和反應介質頂部的甲苯甲酸的液相濃度來評價整體反應活性水平,對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'嬰的通過增加反應活性使有害物質的形成最小化以及通過降低反應活性使碳氧化物的形成最小化。B卩，如果碳氧化物的整體生產被抑制過低，那么形成過量的有害物質，反之亦然。另外，本發明者已發現，期^的羧酸(例如TPA)的溶解性和相對反應性與其它缺少非芳族烴基的溶解的芳族物質的存在在這種碳氧化物對"害雜質的平衡中引入了非常重要的支點。期望的產物羧酸通常溶解f反應介質的液相中，甚至當以固體形式存在時。例如，在優選范閨的溫度下，TPA以范閨為約i000ppmw高于iwt^的水平溶解于包含乙酸和水的反應介質中，溶解度隨溫度增加而增加。盡管在由可氧化芳族化合物進料(例如對-二甲苯)、由芳族反應中間體(例如對-甲苯甲酸)、由期望的產物芳族羧酸(例如TPA)、和由缺少非芳族烴基的芳族物質(例如間苯二甲酸)形成各種有害雜質的反應速率中存在差別，但是后兩類的存在和反應性建立了對于進--步抑制前兩類(芳族可氧化的化合物進料和芳族反應屮間體)而言的回落區(aregionofdiminishingreturns)。例如，在對-二甲苯部分氧化為TPA中，如果在給定條件下反應介質液相中溶解的TPA總計7000卯m沐，溶解的苯甲酸總計80()()卯mw，溶解的間苯二甲酸總計6()()0卯鵬'，和溶解的鄰苯二甲酸總計2000ppmw，那么當反應活性增加到將對-甲苯甲酸和4-CBA液相濃度抑制低于類似水平時，所述為了進一步降低全部有害化合物而言的值開始減小。B卩，缺少非芳族烴基的芳族物質在反應介質的液相中的存在和濃度通過增加反應活性發生非常小地改變，并且它們的存在用來向l:擴大川十P降低反應中間體濃度的回落區，由此抑制有害雜質的形成。由此，^發明的--種實施方案提供了碳氧化物的優選范圍，下限由低反應活性和有害雜質的過S肜成浮定且....匕限由過量碳損失界定,但是所述水平低于先前發現的且商用公開的那些。W此，優選地如下控制碳氧化物的形成。生成的全部碳氧化物的摩爾量與可氧化芳族化合物進料的摩爾a之比優選地大f約(),02:i，更優選地大f約().(M:i，仍更優選地大于約o,05:i，Hift優選地大于o,06:丄。同時，牛成的全部碳氧化物的摩爾量與可氧化芳族化合物進料的摩爾y-之比優選地小于約().24:1，更優選地小于約().22:i，仍更優選地小丁'約o.19:i，且最優選地小丁'o,15:i。生成的二氧化碳的摩爾量與可氧化芳族化合物進料的摩爾歟之比優選地大于約().oi:1，更優選地大于約o.()3:i，仍更優選地人于約o,04:i，且最優選地人于o,os:i。同時，生成的二氧化碳的摩爾量與可氧化芳族化合物進料的摩爾量之比優選地小于約0,21:l，更優選地小于約O.19:l，仍更優選地小f約()，16:l,且最優選地小f0,11。生成的一氧化碳的摩爾量與可氧化芳族化合物進料的摩爾量之比優選地大于約0,005:丄，更優選地大于約o,o丄o:丄，仍更優選地大于約().()is:1，且最優選地大于().()2():i。同時，生成的一氧化碳的摩爾量與可氧化芳族化合物進料的摩爾量之比優選地小丁'約o,09:1，更優選地小丁'約o,07:i，仍更優選地小于約().()5:1，且最優選地小于o.04:i。氧化反應器的干燥廢氣中二氧化碳的含量優選地人于約0,lOmol%，更優選地人于約0,20mol%，仍更優選地大于約0,25mo1%，且最優選地大于0,3()mo1%。同時，氧化反應器的干燥廢氣中二氧化碳的含量優選地小于約1.5mol^，更優選地小于約1.2mol%，仍更優選地小f約().9mo1%，且最優選地小f0,8mo:l%。氧化反應器的T燥廢氣中一氧化碳的含量優選地大于約0.05mo1%，更優選地大于約0,iOmol%，仍更優選地大于約().15mo1%，且最優選地大于().18mo1%。同時,氧化反應器的千燥廢氣中一氧化碳的含別尤選地小丁'約0.60mol%，更優選地小丁'約0.50mol%，仍更優選地小丁'約0,35mol%，k設優選地小于0.28mol%。本發明者己發現，用于將碳氧化物的產量降低到這些優選范圍的重要因素是改進循環濾液和可氧化的化合物進料的純度，以依據本發明的公開內容降低缺少非芳族烴朵的芳族化合物的濃度一一這樣同時降低了碳氧化物和W害物質的形成。另一因素是根據本發明地公J卩內容改進反應容器之內對-二甲苯和氧化劑的分布。能實現碳氧化物的上述優選水平的其它因素是，在如本文中所公開那樣在反應介質中存在的溫度梯度、壓力梯度、液相中可氧化的化合物的濃度梯度、和氣相中氧化劑梯度下進行操作。能實現碳氧化物的上述優選水平的其它因素是，在本文中在時空反應速率、壓力、溫度、溶劑組成、催化劑組成、和反應容器機械幾何形狀的優選值下進行操作。在碳氧化物形成的優選范圍之內操作的重要益處在于可以降低分子氧的使用，但是并非降低到化學計量值。盡管依據木發明使氣化劑和n」氣化的化合物良好分級，但是必須使過量的氧保持高于化學計量&，如H《、J丁4i獨可^化的化^物進料所計算的那樣，由此容許一些損失成碳氧化物和提^i!S的^了筑+fe制有A農質的形成。具體在二甲苯為可氧化的化合物進料時，分子氧重量與一甲永重量的OUIZ比f〗L選地大丁約0.9i:i.OO，更優選地大于約().95:1.()(),且最優選地大于().99:i.()()。同時，分了筑革y勺一甲苯重量的進料之比優選地小丁'約1.20:i,oo，更優選地小丁'約1.12:i.oo，k設優選地小于i.oe:i.()o。具體地對于二甲苯進料來說，氧化反應器的千燥廢氣中分子氧的時間平均含量優選地人于約0,1molX，更優選地人于約1mol^，且最優選地人于1,5mol%。同時，氧化反應器的千燥廢氣屮分子氧的時間平均含量優選地小于約6molX，更優選地小于約4mo1%，且最優選地小于3mo1%。在碳氧化物形成的優選范圍之內操作的另一重要益處在f較少的芳族化合物被轉化為碳氧化物和其它低價值形式。采用在連續段時間、優選i小時、更優選i天、目.最優選3()連續天之內全部離開反應介質的芳族化合物的摩爾y:總和除以全部進入反應介質的芳族化合物的摩爾量總和來評價該益處。該比值下文中稱為芳族化合物通過反應介質的"摩爾生存比"且表示為數值百分數。如果全部進入的芳族化合物以芳族化合物形式離開反應介質(雖然人部分為進入的芳族化合物的氧化形式)，那么摩爾生存比的最人值為100%。如果正好每ioo個進入的芳族分子的i個在通過反應介質時被轉化為碳氧化物和Z或其它非芳族分了(例如乙酸)，那么摩爾生存比為99%。具體在二甲苯為可氧化芳族化合物的主要進料時，通過反應介質的芳族化合物的摩爾牛存比優選地大于約98%，更優選地大于約98.5%，且最優選地小于99.()%。同時且為了存在足夠的整體反應活性，當二甲苯為可氧化芳族化合物的主耍進料吋，通過反應介質的芳族化合物的摩爾生存比優選地小T約99.9%，更優選地小于約99.8%,且最優選地小于99.7%。本發明的另一方面涉及在包含乙酸和-一種或多種可氧化芳族化合物的反應介質屮生產乙酸甲酯。該乙酸甲酯相對于水和乙酸揮發性更高且t力此傾向于跟隨廢氣，除非在將廢氣釋放冋環境中之前采用額外的冷卻或其它單元操作將其冋收和Z或將其破壞。乙酸甲酯的形成由此代表了操作成本以及投資成本。nj能地，乙酸甲酯如K來形成首先將甲基(可能來自乙酸的分解)與氧結合以牛成甲基氫過氧化物，隨后分解形成甲醇，并目.最后使生成的甲醇與剩余乙酸反應以生成乙酸甲酯。無論化學路徑如何,本發明者已發現，無論何時乙酸甲酯生產速率過低，那么碳氧化物的生產也過低且有害芳族雜質的生產過高。如果乙酸甲酯生產速率過高，那么碳氧化物的生產也不必要地高，導致溶劑、可氧化的化合物和氧化劑的產率損失。當f用本文中所述優選實施方案時，生成的乙酸甲酯的摩爾量與可氧化芳族化合物進料的摩爾f^的生成比優選地大于約0.005:l.，更優選地大于約o.oio:i，且設優選地大于0.020:i。同時，生成的乙酸甲酯的摩爾量與可氧化芳族化合物進料的摩爾^的生成比優選地小f約(u)9:i,更優選地小f約(),Q7:i，仍更優選地小于約o,os:丄，目.最優選地小于0,04:丄。可以通過本發明優選實施方案的下列實施例進一步闡述本發明，但是應該理解，除非另有特別聲明，該實施例僅僅用T舉例說明而不是對本發明范圍的限制。實施例1這是來自鼓泡塔反應器中商業氧化對二甲苯的操作實施例。該實施例論證了例如當根據本發明的一些方面采用合適的幾何結構和工藝條件時，對二甲苯濃度存在大的垂:有梯度。該實施例采用的商業鼓泡塔氧化器容器具有幾乎垂直的、基本圓柱形的本體，內直徑約2.44米。鼓泡塔氧化器容器從下切線(TL)到上TL的高度約32米。該容器在圓筒頂部和底部配有約2:1的橢圓頭。操作卨度為n'L之--匕約25米的反應介質。商業純對二甲苯的進料速度有效穩定在約81T"克/分鐘的速度,通過位T下TL之上約4.35米高度處的圓柱形段的壁巾的圓形孔進入反應容器。所述壁孔內直徑約().()76米。濾液溶劑在約777千克/分鐘的有效穩定速度進料。該濾液溶劑的未計量部分，從管道尺寸和壓降估計大約20千克/分鐘，是作為氧化劑噴霧器的液體沖洗流(flush)的進料。濾液溶劑的其余量，約757千克/分鐘，與商業純對二甲苯密切混合進料。濾液溶劑和商業純對二甲苯的混合液相進料物流til此總計為約838千克/分鐘，得到的通過所述壁孔的入口流體表觀速率為約3米Z秒。該濾液溶劑來自工廠循環休系，目.包括約97重量％以上的乙酸和水。濾液溶劑中催化劑組分濃度使得反應介質液相內的組成為約1777ppmw的鈷、約1518卯mw的溴、和約107卯mw的錳。單獨回流溶劑物流作為液滴以約572T克/分鐘的有效穩定速度進料到反應介質操作高度之l:的氣體脫離區中。該回流溶劑包括約99重量％以k的乙酸和水；且回流溶劑來fi沒有顯著水平的催化劑組分的單獨工廠(plant)循環體系。濾液溶劑進料和冋流溶劑進料的合并水含量使得反應介質液相內水濃度約6.0重量％。氧化劑是壓縮空氣，以約千克/分鐘的有效穩定速度通過類似f圖2-5中所不的氧化劑噴霧器進料。該氧化劑噴霧器包括斜接的流動管道，其大致為等邊八角形，交叉部件連接-一側至相對側且橫穿反應容器的垂直對稱軸。該斜接的流動管道由標稱12英寸Schedulel()S管道元件制成。從流動管道-'側的質心到相對側的質心的八邊形寬度約1.83米。該八邊形大致水平放置，八邊形管道的中部高度為從反應容器的下TL以k約0.1.1米。氧化劑噴霧器含有75個直徑約0,025米的圓形孔。這些孔人致均勻地圍繞該八邊形和放在所述12英寸管道頂部附近的交叉部件。在八邊形管道僅一側的底部附近有一個:有徑約().()12米的圓形孔。反應容器頂部氣體中的操作壓力穩定在約0.52兆帕表壓。反應以基本上絕熱的方式操作，從1-fr]反應熱提高進入進料的溫度并且蒸發大量進入的溶劑。在反應介質中間高度附近測得的操作溫度約i60°C。從反應容器的下部橢圓頭底部附近以有效穩定的速度除去含有粗制對苯二甲酸(CTA)的出口漿料。出口漿料的流速為約4()8千克/分鐘。來自反應介質的漿料試樣從反應容器的三個高度獲得，如下所述。在對反應介質內的各位置處各種物質濃度的測定中，需要通過取得足夠的試樣來顧及系統的隨機性以測定充分確定(resolution)的時間平均值。從反應容器下部橢圓頭底部附近的離去漿料管道獲得一組5個試樣。從位于反應容器下TL之上約12.4米的高度處的壁孔獲得另一組5個試樣。從位于反應容器下TL之上約17.2米的高度處的壁孔獲得第三組5個試樣。用經校準的氣相色譜(GC)法分析所有漿料試樣的液相中對二甲苯和對甲苯甲醛組成。下表5顯示了來自二個不同塔卨度的5個結果均值。報導的結果為每百萬質量份液相中分析物質量份數(卯m沐)。表5試樣位置對一甲苯(ppniw)對甲苯甲醛(卯肌V)約17.2米側壁21140約12.4米側壁63317底部頭的底流455960這些結果顯示對二甲苯和對甲苯甲醛的局部濃度垂直地出現大梯度。例如，在表5數據中觀察到對二甲苯濃度梯度為超過2():1(455:21)。這些結果論證了鼓泡塔內進入的對二甲苯進料的內在流休混合明顯比內在反應速度慢。在較低程度，還觀察到反應介質中其它相關芳族反應性物質(例如對苯甲酸和4-羧基苯甲醛)濃度的垂直梯度。如隨后的實施例中所論證那樣，詳細的計算模式顯示該實施例反應介質液相內對二甲苯濃度的實際范闈遠超過i()():i。即使沒有進行嚴格計算模式，木領域技術人員也將認識到對二甲苯實際最人濃度出現在通過容器壁引入進料對二甲苯到鼓泡塔反應容器之處附近的區域屮。對二甲苯最大濃度的這一高度是在——FTL之上約4.35米處，在來自約12.4米和來自底流的取樣之間。相似地，對二甲苯的實際最小濃度可能出現在約25米處反應介質頂部或其緊鄰之處，遠高于以上試樣取樣的最高高度。nj以通過采用合適的機械設備在反應介質內任何垂直或者水平位置取樣，來測量反應介質內其它部位的對二甲苯和其它可氧化化合物的濃度。仟選地，可以通過采用充分復雜的計算模式來處理卨度復雜的流體流動模式、化學反應動力學、能量T'衡、蒸氣-液體-固體平衡、和內相交換速度，用合理的準確性來計算不能物理取樣且化學分析的位置的濃度。實施例2-5實施例2-5是與實施例1的反應器相同或者具有特定改進的大致相似的鼓泡塔反應器計算模型。根據題為"ModelingofLiquid-PhaseOxidation"的共同未決美國專利申請No.60/594774中公開的建模方法來實施用f產生實施例2-5的計算流體動力學(CFI))建模，該^利申請全部內容直接引入本文作為參考。在實施例2-5中，OT)建模的實施是采用C卜'X釋放(reIease)5.7版(ANSYS，Inc.275TechnologyDrivo，Canonsburg，PA15317)。實施例2-5均包括約100000個以上的離散空間計算申.元。適用于實施例2-5巾的時間步長小于()，l.秒。證實直徑約0,005-約0,20米的'名個氣泡尺寸適用于調制CFD模型人致接近經過不同壓力測量估計的平均氣泡滯留摶近經過y-掃描估計的垂.宵氣泡滯留量分布，且接近經過計算機斷e投影術(CT)掃描估計的氣泡滯留量水平分布。為選擇實施例2-5的CFD模型中合適的氣泡尺寸和種群，獲得漿料鼓泡塔的實際工j.操作數據，該塔具有約2.M米和約3.05米的圓柱體內直徑，用近似有關組成的反應介質和以下公開的工藝條件操作。采用從容器底座附近直至頂部廢氣測量的不同壓力獲得了總體氣泡滯留量的參考數據。采用y-發射放射性源和檢測方法(以約O.05米-約0.3米的步長在反應容器外部向上增加)獲得丫垂直氣泡滯留量分布的參考數據。通過在跨過操作鼓泡塔水平面的9X9柵格l:實施CT掃描(采用y-發射放射性源和檢測方法)獲得了水平氣泡滯留量分布的參考數據。B卩，該源位于鼓泡塔周界周圍大約相等間距的9個不同位置的給定高度。對于y-輻射源的每個位置，通過反應容器和反應介質的y射線量在位于鼓泡塔周界周圍大約相等間距的9個不同位置檢測。隨后將各種數學模型應用到該離散數據來針對所述高度產生整個反應介質的氣泡滯留量變化的估訃。在兩個不同日，對于兩個不同高度，和對二甲苯、壓縮空氣兩種不同進料速度等獲得多個水TCT掃描。關T對二甲苯在該環境中的消耗的化學反應模型被調制以匹配實施例1中的對二甲苯反應劑分布以及來自商業和巾試規模測試的相似溫度、壓力、反應強度、催化、水濃度等等其它數據。作為指示性近似值，對二甲苯反應性示蹤劑衰減的準一級時間常數對于大約1.60t:和大約實施例2-4屮所用反應介質平均條件而言等于約0,2秒、重要的是，實施例2-4中所得流動域的CFD模型產生通常與操作鼓泡塔反應容器中觀察到的低頻波動一致的泡涌(bubbleswarm)和液涌(liquidsurge)中的大規模起伏。實施例2該實施例研發了與實施例1中機械構型有關的計算并且給實施例3和4設定'/比較基礎。在該實施例巾，鼓泡塔反應器的機械構型等同于實施例l，具有通過反應容器壁的0.076米的圓形直徑進入孔，用于含有對二甲苯和濾液溶劑的進料物流。對二甲苯的進料速度約1.84千克/秒，高于實施例1。與對二甲苯密切混合進料的濾液溶劑進料速度約18.4千克/秒。通過壁孔進入的對二甲苯與濾液溶劑的混合物流的表觀速率因此約為4米/秒。進入氣休脫離頭部空間的回流溶劑進料速度是i2.8千克/秒。壓縮空氣通過氧化劑噴霧器的進料速度約9千克/秒。反應漿料固含量約31重量％。產物漿料從反應容器底部頭的中心以有效穩定速度取出以維持約25米反應介質的大致穩定水平。反應介質中部高度的平均氣體滯留量約55%，基于面積平均、時間平均基礎，此處時間平均長度是至少約100秒的CFD模型時間。反應介質上的頭部空間中的壓力人約0.50兆帕表壓。反應介質中部高度附近測量的溫度大約16(rc。反應介質液體部分內的水與鈷、溴、和錳含量某本上與實施例1相同。實施例3通過在含有對—甲苯的液相進料進入根據本發明-一個方面的反應介質的位點處增加其表觀速率來改善對二甲苯進料的分散，該實施例研發了與之相關的計算。在該實施例中，鼓泡塔反應器的機械構型等IMJT實施例2,不M之處在T含有對二甲苯的液相進料通過的壁孔被減少到().()25米的圓形直徑。對二甲苯進料速度和其它工藝條件與實施例2相同，不同之處在于通過該壁孔進入的對二甲苯和濾液溶劑的合并液相進料物流表觀速率現在約為36米/秒。下表6中提出了對二甲苯反應性示蹤劑在液相中的濃度高于各種閾值的反應介質時間平均分數的CFD模型計算值。液相中具有極高度濃縮的對二甲苯反應性不蹤劑的反應介質休積通過用根據本發明含有對二甲苯的液相進料物流的更高入口速率來操作而被減少。減少的對二甲苯卨濃度區域對于限制不期望的偶合反應而3是重要的，因為很多可溶性芳族物質濃度在其中被提高，還因為這些濃度導致溶解的分子氧的W部高消耗并且從而導致溶解的分子氧局部受抑制的靜止濃度。表6<table>tableseeoriginaldocumentpage60</column></row><table><table>tableseeoriginaldocumentpage61</column></row><table>實施例4該實施例研發了針對用于將氧化劑和對二甲苯引入鼓泡塔反應器中的改善機械方式的計算。該實施例在實施例1-3中所用相M的鼓泡塔反應器內執行。然而，反應器在氧化劑和對二甲苯引入反應介質的方式卜.進行了改變。在所討論的實施例4中，首先關注于將對二甲苯引入反應介質從而減少了對二甲苯高濃度區的經改變的裝置。其次，關注于將反應劑引入反應介質從而減少通氣很差的區域的經改變的裝背。這并非是假設該兩種改變在其結果上完全獨立，而只是-一種分歩式的陳述。通過采用大概如圖9-11中所不的液相進料分布體系，在實施例4中減少了對二甲苯反應性示蹤劑液相濃度極高的反應介質量。該液相進料分布休系適宜地具有四個流動管道，其適宜地大致垂直地直立。這四個流動管道均離鼓泡塔垂直對稱軸約().75米。這W個流動管道適宜地由標稱1.5英寸Schedule10S管道元件制備。在該實施例中各管腿下端均適宜地具有圓錐形會聚段，在該圓錐相對側之間測得的坡口角度適宜地為約24度；然而，其它形狀也適用于關閉流動管道下游端(例如具有不同坡口允度的圓錐形罩、扁板罩、管帽罩、楔形罩等等)。這四個流動管道均具有總共9個孔，每個孔具有約0.0063米的圓形直徑。各管道中9個孔的最低一個處于下部圓錐形段底部。對于各管道而言，該最低孔位f反應容器'KTL以上約0.4米處。通常從該切去頂端的底部圓錐形段的該底端測量，每個管道中的下三個孔升高約0,3米，下三個孔升高約i.6米，H.最上方的兩個孔升高約2.7米。因此，在每個管道中從最下方的孔到最上方的孔的垂直距離是約2.7米，或約1.1D。從--個垂直管道底部孔到對角相對的垂直管道頂部孔的最遠的孔分離的直線(并非垂直)距離是大約3.44米，或者大約1.4D。對于各水平而pf，這些孔在各流動管道周界周闈大致均勻地間隔。用于可氧化化合物和溶劑進料到四個人致垂直的管道頂部的供應管道適宜地人約在反應容器下TL以上約3.60米高度的水平面。供應管道適宜地由標稱3英寸ScheduleIOS管道元件制備。組件內心適當的機械牽條和從組件到氧化劑噴霧器與反應容器的機械牽條，從ffl]耐受正常和擾亂操作期間出現的靜態和動態力。盡管未在該實施例中計算，該液相進料分布休系的很多其它設訃是可行的。例如，液相流動管道尺寸可以較大或者較小或者是不同于大致圓形的橫截面或者數量不同于4。例如，四個基本上垂直的管道均可以經由單獨穿過含有壓力的反應容器壁的流動管道來獨立進料。例如，供應進入的對二甲苯和進料溶劑的連接部可以鄰近該大致垂直管道的中部高度或者鄰近底部高度或者處于任何高度或者處于多個高度。例如，供應管道可以與位于大致水平的管道屮的分布孔大致垂.宵，或者兩種流動力'向可以傾斜或者非.宵線或者非垂直。例如,這些孔可以相對于反應介質以不同方式的放射狀、方位角、或者垂直定位。例如，可以采用較多或較少的孔和/或不同形狀的孔和/或具有混合尺寸和/或混合形狀的孔。例如，可以采用出U噴嘴而不采用出U孔。例如，一個或多個流動偏移裝置可以存在于接近出口孔的流動管道外并且在流體一H離開進入反應介質的路徑中。取決于對二甲苯和溶劑的合并進料或者反應介質的固休特征和含量(若有的話)，并且取決于實際生產操作中采用的啟動、關閉和其它操作工序，可能必須吹t—l來自液相進料分布體系內的固體。盡管并未在該實施例中計算，但是，吹掃孔大T本實施例中所示均勻尺寸孔可能是有利的。在該四個大致垂直的管腿各自F端的孔尤其適用于吹掃固體，盡管其并非唯--可行方式。也可釆用更加復雜的機械設備例如擋板組件、止回閥、流量限制陶、電力操作閥等來防止固體進入或者從液相進料分布體系內排出積累固體。現在，關注于氧化劑噴霧器，其大致如圖1245中所示。該氧化劑噴霧器環形部件適宜地包括斜接的流動管道，該管道適宜地且大致地為等邊八邊形ffl]沒有交叉部件。該斜接的流動管道適宜地由標稱iO英寸ScheduleiOS管道元件制成。從流動管道--側的質心到相對側的質心的八邊形寬度約1.12米。該八邊形段適宜地大致水平放置，八邊形段的中部高度為反應容器的下TL以下約0.24米。這明顯區別丁'實施例卜3的氧化劑噴霧器環形部件，其高度中心在反應容器下TL之匕管道的八邊形部分穿有64個大致圓形的孔，每個直徑約0,030米，沿管道周圍人致相等間隔。人約---半的孔位于水平面以下約45度的/仃度(從每個孔至流動管道橫截面最近質心測量)的管道位置周圍。大約一半的孔位于大約流動管道底部的貸道位置周圍(即在水平面以下約90度的角度,從每個孔至流動管道橫截面最近質心測^)。本發明人再次注釋，類似f對液相入口分布器的注釋，很多其它具體設計對于本發明^干方面范閨內的氧化劑噴霧器是可行的。例如，多于或少于兩個供應管道可以穿過含n:早,，例如，氧化劑噴霧器的供應管道可以被設計來不包括環形部件。例如，可以存在.'個以上的環形部件,且任何環形部件可以具有8條以外的邊或者可以具有非對稱性邊。例如，該設計可以獲得優選的壓降或者優選的通氣質量或者優選的無結垢性質，同時采用不同數量或者尺寸或者布置的管道或出口。例如，該設計可以釆用優選范圍內的不同管道有徑。例如該設計可以通過采用液體沖洗流來獲得無結垢性質。在該實施例中，反應介質以W效穩定速度從反應容器側部在約14米高度通過內部圓形直徑約().076米的壁孔取出。通過采用外部脫氣容器(其在實施例6中充分描述)，取出的反應介質被分離進入含有粗制對苯二甲酸和廢氣的產物漿料中。來自外部脫氣容器的分離廢氣被連接離開反應容器頂部的主要廢氣流的管道傳輸。該實施例的CFD建模方法基本上與實施例2和3相NJ,除T這些不NJ之外。空間網孔視需要針對修改的裝置進行改變并且在木領域公知，用于分布進入的氧化劑，用于分布進入的可氧化化合物，和用于從下TL以上約14米的反應容器側壁除去產物槳料。為評估CFI)模型關于對二甲苯反應性示蹤劑分布的結果，采用實施例2和3屮相同的方法。B卩，測定液相中對二甲苯反應性示蹤劑濃度在各種閾值以上的反應介質的時間平均分數。為方便比較,該實施例結果陳述f上表6。這些結果顯不該實施例改善的對二甲苯反應性示蹤劑分布實際上引起高于i000ppmw的反應介質量的小幅上升，但是更有害的閾值水平25()()卯mw、l()()()()ppmw和25()()()ppmw得以減少。這些改善是通過例如更卨'進料入口速率以及對二甲苯引入反應介質的改善的垂直、徑向和方位角定位和間距來提供。現在關注于整個反應介質中的通氣質.S，相等子體積的2000個水平片段的方法用于評價實施例2-4反應介質內通氣很差的體積量。在反應介質最低部分開始，即在該實施例下部橢圓頭底部，采用理論水平平面將反應介質分為2000個相等子體積。對于每一CFD模型時間增量，在所述2000個相等了體積的每一個中，漿料量和氣體量得以測定并且用于計算其中的平均氣休滯留量。為考慮工藝以及其CFD模型的隨機性質，CFD模型輸出通過持續至少約l()()秒的模型時間進行時間平均從而獲得在2()()()個相等子體積的每一個中的氣體滯留量吋間平均值。—旦測定了2000個相等子體積中每一個的時間平均氣體滯留還:，則這些值與木文公開的閾值進行比較。對于每個閾值，對不符合的子體積(即不超過特定閾值的那些)的總數進行計數。下表7顯示了對于實施例2和實施例4,時間平均氣體滯留量低于10體積％,低于20體積％,和低于30體積％的2000個水平相等體積反應介質片段的數量。實施例4相比f實施例2得到重大改善。表7<table>tableseeoriginaldocumentpage63</column></row><table>在計算實施例2和4的比較中，還值得注意的是，相比于實施例2中，實施例4的對二甲苯進料在反應介質屮的釋放較低并且更接近進入的氧化劑物流。實施例5和6實施例5和6是操作實施例，論證根據本發明公開內容，在商業鼓泡塔氧化器中，將通氣差的區域最小化，改善將商業純對二甲苯進料引入的方式以更垂直地、方位角地、和放射狀地分散，和降低商業純對二甲苯進料入口以更接近分子氧最a可得性的位點的重要性。此外，這些實施例論證了從具有提高的槳料出口獲得收率利益。存在通常由對二甲苯部分氧化期間的芳環偶合產生的很多不同雜質化合物。其一為4，4'-二羧基芪。該化合物比對苯二甲酸具有高得多的光吸收，且其強烈減少了目標產物的光學透射比。此外，4，4'-二羧棊芪是.j-tj于監控連續氧化質量的適宜雜質，因為其選擇性地分配到反應介質同相；因此,在實施例5和6公開的商業鼓泡塔反應容器約循環溶劑物流中通常存在極少量的4,4'-二羧基芪。在實施例5和6中"，4，-二羧基芪濃度的測量是通過采用由合適的參照混合物校準的HPLC-MS的分析方法進行，該混合物含有溶劑和己知量的若千分析物，具體而言包括已知量的4，4，-二羧基芪。該HPLC-MS分析方法記載于以上詳細說明部分。實施例5該實施例中采用的鼓泡塔反應器基本上與實施例1和2的反應器機械構型相同。該反應器工藝條件與實施例6可比并且提供了比較基礎。操作高度是約25米反應介質。商業純對二甲苯的進料有效穩定在約8i千克/分鐘的速度。濾液溶劑進料有效穩定在約793千克/分鐘的速度。其未計量部分，從管道尺寸和壓降估計為約2()千克/分鐘，作為氧化劑噴霧器的液體沖洗流進料。濾液溶劑的其余量，約773T克/分鐘，與商業純對二甲苯密切混合進料。濾液溶劑和商業純對二甲苯的混合液相進料物流由此總計為約854千克/分鐘。該濾液溶劑來自工廠循環體系，且包括約97重量％以上的乙酸和水。濾液溶劑中催化劑組分濃度使得反應介質液相內的組成為約2158卯mw的鈷、約1911卯mw的溴、和約118ppmw的錳。單獨冋流溶劑物流作為液滴以約546千克/分鐘的W效穩定速度進料到反應介質操作卨l之上的氣體脫離區。該回流溶劑包括約99重量％以上的乙酸和水；且回流溶劑來fi沒"W苦水平的催化劑組分的單獨工廠循環休系。濾液溶劑進料和回流溶劑進料的合并水含^使^反應介質液相內水濃度約5.8重量％。氧化劑是壓縮空氣，以約352千克Z分忡的心效D定速度進料。反應容器頂部1體中的操作壓力穩定在約0.42兆帕表壓。反應容器以4^木l:絕熱的方式操作，從而反應熱提高進入進料的溫度并且蒸發大.S進入溶劑。在反應介質中間高度附近測得的操作溫度約154.6°C。從反應容器下部橢圓頭底部附近以約428千克/分鐘的有效穩定速度除去含有粗制對苯二甲酸(CTA)的出n漿料。在該實施例中，不需要的4,4'-二羧基民的產生速度與所需對苯二甲酸產生速度之比通過HPLC-MS在三個單獨的漿料產物試樣上測量，其為約8,6、9,1和9,2卯腿，從「fi]平均約9.Oppmw。對二甲苯在出口漿料液相中的濃度通過校準的GC在三個單獨的漿料產物試樣上測量，為約777、539、和618pp!服，從而平均約645ppmw。對甲苯甲醛在出口漿料液相中的濃度通過校準的GC在所述單獨的漿料產物試樣上測量，為約1055、961、和977ppiw，從而平均約998ppmw。實施例6該實施例的鼓泡塔反應器對應于計算實施例4屮研發的機械構型。該實施例的反應器包括對二甲苯進料入U的高度、速率、數量和間距方面的改進，從而提供對二甲苯進料改進的分布和相對f分了氧改進的分級。其進一步包括反應介質內通氣質量的改進,通過采用改進的氧化劑噴霧器，和除去目.對離開反應介質的漿料脫氣的高度和方法的改進。對比于實施例5,看出對二甲苯收率的重大改進，且看出雜質產生的重大減少。該實施例的反應器具有改進的機械構型，如CFD模型實施例4所述。操作高度是約25米反應介質。商業純對二甲苯的進料有效穩定在約81千克/分鐘的速度。濾液溶劑與商業純對二甲苯密切混介以約744千克/分鐘的有效穩定速度進料。濾液溶劑和商業純對二甲苯進料的混合物流山此總計為約825千克/分鐘。該濾液溶劑來fi與實施例5屮相同的丁廠循環體系且3"甚本相同的組成。濾液溶劑中催化劑組分濃度使得反應介質液相內的組成為約19恥卯i服的鈷、約1693卯mw的溴、和約108ppi服的錳。單獨回流溶劑物流作為液滴以約573千克/分鐘的有效穩定速度進料到反應介質操作高度之上的氣休脫離區。該回流溶劑包括約99屯缺％以....匕的乙酸和水；且回流溶劑來自沒有顯著水平的催化劑組分的單獨工廠循環體系。濾液溶劑進料和回流溶劑進料的合并水含量使得反應介質液相內水濃度約5.7歪一.:％。氧化劑是壓縮空氣，以約329千克/分鐘的有效穩定速度進料。反應容器頂部氣體中的操作壓力穩定在約0.41兆帕表壓。反應容器以基本上絕熱的方式操作，從而反應熱提高進入進料的溫度并且蒸發大量進入溶劑。在反應介質中間高度附近測得的操作溫度約153.3°C。反應介質從反應容器側部在約i4米高度通過內部圓形直徑約0.076米的壁孔取出。通過由標稱3英寸Schedulel()S管道元件制成的基本上水平的管傳輸取出的反應介質進入基本上垂直的外部脫氣容器側。外部脫氣容器具有約0.315米的內部圓形直徑，主要由標稱12英寸Schedule1.0S管道構成。外部脫氣容器內的水平橫截面積由此約0.0779平方米。與此相比，取出反應介質的高度處反應容器內的水平橫截面積約4.67平方米。由此,較小與較大水平橫截面積之比約().017。外部脫氣容器在向下過渡到其直徑匹配底部出U流動管道之前，從進入反應介質高度處向K延伸約1.52米。含有粗制對苯二甲酸的基本上脫氣的漿料(約'133千克/分鐘的有效穩定流速)從外部脫氣容器底部離開。由此，在標稱i2英寸脫氣容器的較低高度中基本上脫氣的漿料具有大約().()93米/秒的向下表觀速率；且在該出口漿料中沒有氧化劑的有害夾帶。出口漿料通過由標稱3英寸ScheduleIOS管道元件制成的流動管道向上傳輸以連接下游處理設備。在該實施例中，控制取出的反應介質流速的工具位于離開脫氣容器底部的流動中，盡管其它控制位置是可行且有用的。外部脫氣容器在從標稱1.2英寸的管道尺寸向下過渡到其:有徑匹配上部出n流動管道(由標稱2英寸Schedule10S管道元件制成)之前,從反應介質進入的高度處向上延伸約14米。從外部脫氣容器離開的分離廢氣被傳輸通過該標稱2英寸管道以加入離開反應容器頂部的主要廢氣流。在該實施例中，不需要的4，4'-二羧基芪的產生速度與所需對苯二甲酸產生速度之比通過HPLC-MS在三個單獨的漿料產物試樣上測量，其為約2,3、2,7和3,2ppiw-平均約2.7ppmw。相比于實施例5，這得以明顯減少。對二甲苯在離開高位側部出口的漿料液相中的濃度通過校準的GC在三個單獨的漿料產物試樣上測量，為約S6、87、和91ppmw-平均約88ppmw。對甲苯甲醛在出n漿料液相屮的濃度通過校準的GC在所述單獨的漿料產物試樣上測量，為約467、442、和423ppiro-平均約444卯mw。相比于實施例5,這在取出的漿料流體中得到轉化率和收率的改善。實施例7-丄0實施例7-10是具體涉及對二甲苯初始分散進入反應介質的計算實施例，但是也論證了本發明其它方面。實施例7該實施例涉及進料蒸發的對二甲苯。在該計算實施例中，對二甲苯在進入反應介質之前受熱且蒸發。這有助于對二甲苯的初始分散。其提供放大的進入體積且促進增加的速率。而且，其延緩進入的對二甲苯傳遞進入主體液相且引起對二甲苯進料更好地與分子氧的氣態進料協調地向著反應性液相移動。在該實施例中，鼓泡塔氧化器容器具有垂直、圓柱形本休，內直徑2.44米。鼓泡塔氧化器容器從下切線(TL)到....匕TL的卨度為32米。該容器在圓筒頂部和底部配有2:1的橢圓頭。操作高度為下TL之上約25米的反應介質。從對二甲苯分離的濾液溶劑進料以18.4千克/秒的速度，通過0.076米圓形直徑的通過位于下TL之k4.35米高度處的反應容器壁的進入孔進入。回流溶劑進料速度是約14.3千克/秒，進入反應介質操作高度之上的氣體脫離區。壓縮空氣通過基本上和實施例4與6相同的氧化劑噴霧器的進料速度約9千克/秒。含有約31重量％固體的漿料通過基本上與實施例4和6相同的側部吸取管腿從反應介質取出。反應介質以上的頂部空間中壓力約0.50兆帕表壓。反應介質液休部分內的水與鈷、溴和錳的含量基本上與實施例4中相同。對二甲苯進料速度是1.84下克Z秒。在釋放進入反應介質之前，液相對二甲苯的進料物流被加壓，隨后在約0.69兆帕表壓的壓力通過從約40°C的儲存溫度加熱到高達約233E的溫度而蒸發。這需要約1.3兆焦耳/秒的熱量輸入到對二甲苯進料物流。釆用4兆帕蒸汽的換熱器用于該用途,但是具有足夠溫度的任何其它能源將同樣符合，包括來自工藝流體的廢熱。該熱量輸入代表大約5%的用于對二甲苯轉化為對苯二甲酸的反應熱。除去該額外熱量負荷引起反應介質溫度在恒壓下上升一定程度，相比f進料對二甲苯液體(參見實施例8)。在反應介質中部高度附近測量的溫度約i62t:。仟選地，可降低壓力以減少反應介質中部a度附近測量的反應溫度到化(rc。蒸發的對二甲苯體積流量約0,084米V秒。該流量在容器下TL以上0,1米高度通過平行連接的3條管道引入反應容器。在該反應容器附近，各管道由標稱1.5英寸的管道元件制成且連接到容器壁中相等直徑的圓形孔。該3個壁孔以120度水平方位/D彼此間隔定位。各對二甲苯進入物流的表觀速率約21.米/秒，且進入的對二甲苯分散在反應介質之內，同時其溶解進入反應性液相，催化劑物質主要存在于此。實施例8該實施例涉及進料部分蒸發的對一甲苯。在該計算實施例中，對一甲苯在引入反應介質之前通過與氧化劑供料混合而部分蒸發。這幫助對二甲苯的初始分散。其提供放大的進入體積且促進增加的速率；且其稀釋對二甲苯濃度。而且，其延緩進入的對二甲苯傳遞進入主體液相且引起對二甲苯進料更好地與分子氧的氣態進料協調地向著反應性液相移動。在該實施例屮，鼓泡塔氧化器容器具有垂有、圓柱形本體，內有徑2,44米。鼓泡塔氧化器容器從下切線(TL)到上TL的高度為32米。該容器在圓筒頂部和底部配:"2:1的橢圓頭。操作高度為下TL之上約25米的反應介質。從對二甲苯分離的濾液溶劑進料以丄8.4千克/秒的速度，通過0.076米圓形直徑的通過位于下TL之上4.35米高度處的反應容器壁的進入孔進入。進入反應介質操作高度之--匕的氣體脫離區的回流溶劑進料速度是約12.8T"克Z秒。壓縮空氣通過類似T實施例4與6、但是如下所述進行修改的氧化劑噴霧器的進料速度為約9千克/秒。含有約31革:^%固體的漿料通過基木l:與實施例4和6相同的側部吸取管腿從反應介質取出。反應介質以上的頂部空間中壓力約0.50兆帕表壓。反應介質液體部分內的水與鈷、溴和錳的含#朵木....匕與實施例4屮相同。對二甲苯進料速度又是1.84千克，'秒。其作為液體流動通過管道至氧化劑噴霧器內部，液體在此f4個位置采用液體噴嘴(如本領域公知)被釋放進入壓縮空氣。任選地，開放型液休管道或氣液噴嘴可在液休引入氧化劑噴霧器處采用。作為安全預防，4個溫度傳感器位于氧化劑噴霧器內。這些溫度傳感器被連接到警報和保險裝置以在檢測到卨溫吋關閉氧化劑和對二甲苯供應。通過約80。C的壓縮空1供應，由T在最終壓縮階段上沒有后冷卻機的壓縮熱^并且通過約4(rC的進料對二甲苯，約17革一。。的對二甲苯在氧化劑噴霧器內部盛行的壓力下蒸發。剩余液體對二甲苯通過與、ff況fr的兩相流中的氣體以接近氣流的速率被攜帶進入反應介質。此外，根據本發明一些方面，所述剩余液體幫助從氧化劑噴霧器沖洗任何進入的固體。在反應介質中部高度附近測得的溫度大約i60T。既然沒有向仟何進料物流加入額外能量，因此這與實施例4和6大致相同。任選地，j土縮空1進料或者對二甲苯進料在氧化劑噴霧器中混合之前可以預熱以增加作為蒸氣進入反應介質對二甲苯的分數。例如，300千焦/秒的熱S輸入到對二甲苯將其溫度升高到約124"C的溫度且增加閃蒸的對二甲苯分數至約33X。例如，600千焦/秒的熱量輸入到壓縮空氣將其溫度升高到約146。C的溫度且增加閃蒸的對二甲苯分數至約54%。在兩種情況下加熱所需的等級能量比實施例7低。實際上，來自反應介質的廢氣的廢熱可以用作熱源的全部或者一部分。然『fr]，當將一d的能頃:加入進料時，反應介質的溫度將略微上升，于中部高度附近測得的i6(TC和i62t之間在所述壓力沉降流休和相的組成。任選地，可調節壓力以調節溫度。此外，當將一t^的能缺加入進料時，當需要保持固體分數大致恒定時調節進料到反應容器的溶劑量。例如，文施例7和8中回流溶劑流在約12.8和約1.4.3千克/秒之間變化，取決于加入能S的g.從而保持固體大約恒定在31.重量％附近。實施例9該實施例涉及用液體噴射器從反應容器壁進料對二甲苯。在該計算實施例中，對二甲苯液體進料的初始分散通過使用采用液流作為動力的噴射器rfO改善。該實施例的反應器具有與實施例4相同的機械構型和工藝邊界條件，具有下述不同。對二甲苯和濾液溶劑的混合液相物流通過相同的標稱3英寸流動管道在相同卨度進入通過反應容器壁。然而，不NJT實施例4的內部液相進料分布體系，混合液相進料作為流體噴射器中的運動流體被釋放進入反應介質，這在木領域中公知且顯示于圖26的圖解中。噴射器被設計為在運動流體上有0.1兆帕的壓差。噴射器的定位和取向為在下TL以上約4.5米高度，流體煙流沿反應容器軸屮心線向上垂.宵地離開。噴出的且和運動液體混合的反應介質體積隨時間變化，取決于在噴出入U的鼓泡塔中的隨機泡涌情況。然而，時間平均的噴出流大于運動液流，從rfO提供進入的對二甲苯更快速的溶解。隨后的混合和化學反應根據鼓泡塔中通常的隨機情況出現。實施例l()該實施例涉及用氣體和液體噴射器從反應容器壁進料對二甲苯。在該計算實施例中，對二甲苯液體進料的初始分散通過使用采用氣流作為動力的噴射器而改善。該實施例的反應器具有與實施例4相同的機械構型和工藝邊界條件，具有下述不同。八邊形氧化劑噴霧器和液相進料分散系統均被除去。相反，進入的氧化劑物流和對二甲苯與濾液溶劑的混合液相進料通過單獨的管道傳輸到反應容器內部。在此，兩種物流在本領域中公知且顯不f圖27的圖解中的流動噴射器入口合并為運動流體。噴射器沿反應容器軸中心線垂直對齊。其定位為出口向下ft位于反應容器下切線以下0.2米。噴射器設訃為在運動流休上有().1兆帕的壓差。兩個溫度傳感器位于壓縮空氣和對二甲苯進料首先合并之處。這些溫度傳感器被連接到警報和保險裝置以在檢測到高溫時關閉氧化劑和對二甲苯供應。噴出的反應介質體積相比于實施例9得到增加，且進入的對二甲苯的初始稀釋進--步改善。此外，具有對二甲苯最高局部濃度的反應介質液相部分相對于具有分子氧最高濃度的氣相部分甚至得到更加直接的分級。隨后的混合和化學反應根據鼓泡塔中通常的隨機情況出現。實施例丄丄-丄3實施例是具體涉及采用來自管道中反應介質的液流來幫助對二甲苯初始分散進入反應介質，但是也論證丫本發明的其它方面。實施例11該實施例涉及釆用反應容器內的流動管道來輸送液體以幫助進入的對二甲苯的初始分散。該實施例的反應器具有與實施例4相同的機械構型和工藝邊界條件,具有下述不同。參考圖24的圖解。對二甲苯和濾液溶劑的混合液相物流通過類似于實施例4的標稱3英寸流動管道進入通過反應容器壁。然rfn，實施例4的內部液相進料分布體系被除去H.所述混合液流改為釋放進入流動管道。流動管道大部分長度，包括其在容器下TL之上丄米處的下末端，的圓形內直徑約().15米。流動管道垂直上升到容器下TL之上21米的總卨度。在容器下TL以上20米的高度，流動管道擴張到0.5平方米的內橫截面積，NJ吋高度再l:升1米。所述流動管道的k部較大直徑部分可以被認為是內部脫氣容器，且其實際l:部分地釆用反應容器壁形成。流動管道全部位于反應容器內。在流動管道頂部入口，反應介質極大地消耗對二甲苯和對甲苯甲醛,盡管存在顯著濃度的對甲苯甲酸和4-羧棊苯甲醛。進入所述流動管道頂部的反應介質基本上脫氣，在所述流動管道內部上產生比反應容器其余部分更密集的介質。流動管道內的漿料向下移動的速度估計約15()千克/秒，在該點流動壓降(在所述流動管道全部長度上積分)與內部和外部之間的密度差(在所述流動管道全部長度上積分)達到平衡。在該向下漿料流中，約1()4千克/秒是液體，計為約69重量％。密切混合的對二甲苯和濾液溶劑進料流，共計約20.2丁-克/秒，被引入下TL之上約5米處的所述流動管道。該混合物隨后在少于1秒內再向下穿行4米的流動管道(約27個管道直徑)，且顯著混合。由此對二甲苯在釋放進入鼓泡塔中反應介質主要本體之前其濃度有益地減少到約15()00p卯m。隨后的混合和化學反應根據鼓泡塔屮通常的隨機情況而出現。實施例12該實施例涉及采用反應容器外的流動管道來輸送液體以幫助進入的對二甲苯的初始分散。該實施例的反應器具有與實施例ii相同的機械構型和工藝邊界條件，具有下述不同，參考圖25的圖解。除去內部流動管道且用外部流動管道代替。將反應容器連接到外部脫氣段的管段具有0,30米的內圓直徑并且位T下TL以上20米。外部脫氣段的內圓直徑1.米且其高度2米。脫氣段以下的流動管道內圓直徑是0,20米，采用大約同樣可得的高位頭來允許更人的流動。流動管道具有流動傳感器和流動控制閥，以控制流速在所需范圍。例如，設置流動控制以允許150千克/秒的漿料傳輸，估計與經由實施例1.1的內部流動管道出現的相同。對二甲苯和濾液溶劑的混合液相物流在反應容器下TL以上約5米的外部流動管道引入。外部流動管道的出口連接到反應容器底部頭。til此，對二甲苯在釋放進入鼓泡塔中反應介質主要本休之甜其濃度又有益地減少到約i5000卯mw。隨后的混合和化學反應根據鼓泡塔中通常的隨機情況而出現。用于后處理的產物漿料是經由支管從脫氣段以下且加入對二甲苯和濾液溶劑液相物流處以上的所述流動管道取出，由此避免丫對除去和將漿料脫氣的申.獨體系的需要。實施例13該實施例涉及采用包括反應容器外部和內部區段的流動管道來輸送液體以幫助進入的對二甲苯的初始分散。該計算實施例和實施例12相同，不同之處在f外部流動管道中的第二支管位于反應容器下TL以上約3米，其在對二甲苯和濾液溶劑混合液相物流的加入點以下。第二支管流動管道也具有().2()米的內圓直徑。單獨的流動控制闊位于第二支管流動管道中，W次調控流動。支管流動管道滲透穿過下TL之上3米的反應容器側壁，且支管流動管道在反應容器壁內延伸().4米。由此，該支管管道包括反應容器外部和內部的區段。流體可通過底部-頭部管道出口或者側壁-內部管道出口之--或二者并且以任意比例引入反應容器。己經具體參考本發明優選實施方式詳細描述了本發明，但是應當理解到在本發明精神和范圍內nj以發生各種變化和改變。權利要求一種方法，其包括(a)將含有分子氧的氧化劑物流引入鼓泡塔反應器的反應區內；(b)將含有可氧化化合物的進料物流引入所述反應區內，其中至少一部分所述反應區由所述反應器的一個或多個直立側壁限定，其中至少約25重量％的所述可氧化化合物在從所述直立側壁向內間隔至少0.05D的一個或多個位置進入所述反應區，其中所述反應區具有最大直徑D；和(c)氧化含于所述反應區中多相反應介質的液相中的至少一部分所述可氧化化合物。2.權利要求i的方法，其中至少約50重量％的所述可氧化化合物在從所述直立側壁向內間隔至少().()51)的一個或多個位置進入所述反應區。3.權利耍求1的方法，其中所述反應介質具有最大寬度w，其中至少約50重量X的所述可氧化化合物在所述分子氧進入所述反應區的最低位置處的約2.5w內進入所述反應區。4.權利要求l的方法，其屮所述可氧化化合物￡》族化合物。5.權利要求1的方法，其中所述可氧化化合物是對二甲苯。6.權利要求l的方法其中所述氧化引起至少約1()重量％的所述可氧化化合物在所述反應介質中形成固休。7.權利要求1的方法，其中所述氧化在含有鈷、溴和錳的催化劑體系的存在下進行。8..'種方法，其包括(a)將含有分子氧的氧化劑物流引入鼓泡塔反應器的反應區內；(b)將含有對二甲苯的進料物流經由多個進料開口引入所述反應區內，其中所述反應介質具有最大.宵徑D，其屮至少兩個所述進料開n彼此間隔至少約0,5D;禾口(c)氧化所述反應區中所述多相反應介質的液相中的至少-一部分所述對二甲苯。9,權利要求8的方法，其中至少約30重量％的所述對二甲苯在所述分了氧進入所述反應區的最低位置處的約i.5D內進入所述反應區。10.權利要求8的方法，其中至少兩個所述進料開口彼此垂直間隔至少約1.5d。11.權利耍求8的方法，其中至少-,;分所述反應區由所述反應器的.'個或多個直立側壁限定，其中至少約25雖歟％的所述對二甲苯在從所述直立側壁向內間隔至少0.051)的--個或多個位置進入所述反應區。12.權利要求ll的方法，其屮至少約50革:量％的所述對二甲苯在從所述.宵立側埤向內間隔至少0.05D的一個或多個位置進入所述反應區。13.權利要求8的方法，其中所述反應介質具有最大高度H，最大寬度W，和約7:卜約25:丄的h:w比。全文摘要本發明涉及優化的液相氧化方法。本發明公開了用于更有效和更經濟地進行可氧化化合物的液相氧化的優化方法和裝置。該液相氧化在鼓泡塔反應器中進行，該反應器在相對低的溫度下提供了高效的反應。當氧化的化合物為對-二甲苯且氧化反應的產物為粗制對苯二甲酸(CTA)時，該CTA產物可以通過相對于如果采用常規高溫氧化方法來形成CTA時可以采用的技術更經濟的技術來純化和分離。文檔編號C07C63/26GK101693655SQ20091020502公開日2010年4月14日申請日期2005年8月29日優先權日2004年9月2日發明者A·G·萬德斯,H·W·小詹金斯,L·R·帕丁,M·德弗里德,P·古普塔,W·S·施特拉澤申請人:伊士曼化工公司;