通過控制過濾器進料漿液中的%水來提高對苯二甲酸的凈化過濾速率的制作方法

專利名稱：通過控制過濾器進料漿液中的%水來提高對苯二甲酸的凈化過濾速率的制作方法
技術領域：
本申請要求2010年8月20日提交的U.S.申請序列號12/860，128的優先權，其全部內容通過引用并入本文。 本發明涉及通過控制過濾器進料漿液中的％水來提高對苯二甲酸的凈化過濾速率并涉及利用加壓過濾從羧酸(典型地為對苯二甲酸)合成中生成的氧化器凈化料流回收金屬催化劑。
背景技術：
對苯二甲酸商業上通過在催化劑，例如，Co、Mn、Br和溶劑的存在下氧化對二甲苯來制備。聚酯纖維、薄膜、和樹脂的生產中所用的對苯二甲酸必須被進一步處理以去除作為對二甲苯氧化的結果所形成的雜質。對苯二甲酸(TPA)是用于塑料和纖維應用的聚酯生產中的一種中間產物。制造TPA的商業方法通常基于對二甲苯的重金屬催化氧化，通常帶有在醋酸溶劑中的溴化物促進劑。由于在實際氧化條件下TPA在醋酸中的有限溶解性，在氧化反應器中經常形成TPA結晶漿液。典型地，從反應器回收TPA氧化器漿液并使用傳統的固液分離技術從氧化器母液中分離TPA固體。將含有所述方法中使用的大部分催化劑和促進劑的氧化器母液再循環至氧化反應器。除催化劑和促進劑之外，氧化器母液料流還含有溶解的TPA和許多副產物和雜質。這些副產物和雜質部分來自于對二甲苯進料料流中存在的微量雜質。其它雜質來源于導致產生部分氧化的產物的對二甲苯的不完全氧化。另一些副產物來自于作為對二甲苯至對苯二甲酸的氧化的結果形成的競爭副反應。公開了對苯二甲酸的生產的專利例如U.S專利#4，158，738和#3，996，271通過引用以其整體并入本文至它們不與本文陳述相矛盾的程度。TPA固體經歷固液分離，其中利用新鮮溶劑來置換氧化器母液的大部分液體組分。再循環的氧化器母液料流中的許多雜質對進一步的氧化是相對惰性的。這類雜質包括，例如，間苯二甲酸、鄰苯二甲酸和偏苯三酸。也存在可經歷進一步氧化的雜質，例如，4-羧基苯甲醛、P-甲苯甲酸和P-甲苯甲醛。氧化惰性雜質在循環時易于在氧化器母液中累積。在氧化器母液中這些惰性雜質的濃度將增加直至達到平衡，此時每種雜質經由TPA產物的去除速率與形成速率和加入到氧化過程中的速率平衡。商業的粗TPA中雜質的常規水平使得其不適于直接用于大多數聚酯應用。按照慣例，粗TPA已通過轉化二甲酯或通過溶解在水中并隨后在標準的氫化催化劑上氫化來純化。最近，二級氧化處理已被用以生產聚合物級TPA。最小化母液中的雜質濃度并從而促進隨后的TPA純化是合意的。在某些情況下，除非利用某些用于從氧化器母液料流中去除雜質的方式，否則不可能制備純的、聚合物級TPA。化學加工工業中常用的一種用于從再循環料流去除雜質的技術是抽出或“凈化”某些部分的再循環料流。典型地，簡單地丟棄凈化料流或者，如果經濟上有意義，使凈化料流經受各種處理以去除不期望的雜質同時回收有價值的組分。一個實例是U.S.#4，939，297，其通過引用以其整體并入本文至它們不與本文陳述相矛盾的程度。控制雜質所必需的凈化量是方法依賴性的；不過，凈化量等于總氧化器母液料流的10-40%通常對于生產適于作為商業聚合物生產原料的TPA是足夠的。在TPA的生產中，維持可接受的雜質濃度(與氧化器凈化料流中的金屬催化劑和溶劑組分的經濟價值相聯系)所必需的氧化器母液料流凈化百分數使得簡單丟棄氧化器凈化料流在經濟上不具備吸引力。因此，需要一種回收氧化器凈化料流中基本上所有有價值的金屬催化劑和醋酸同時去除氧化器凈化料流中存在的大部分雜質的方法。金屬催化劑可以以適于通過直接再循環至對二甲苯氧化步驟而再利用的活化形式回收。許多專利教導了包含凈化方法的對苯二甲酸方法，所述凈化方法包括濃縮、過濾、隨后萃取。蒸發濃縮包含醋酸和水的凈化進料導致產生相對于凈化進料具有更低wt%水含量的超濃縮凈化漿液，因為水具有比醋酸低的沸點。例如，包含約94wt% (重量百分數)醋酸和約6wt%水的凈化漿液進料在汽化掉凈化漿液進料質量的約92wt%之后將僅包含約
2.5wt% 水。已發現在對苯二甲酸凈化方法中超濃縮凈化漿液的過濾速率會根據超濃縮凈化漿液中的水的重量百分數而大幅變化。超濃縮凈化漿液過濾速率的可變性是該漿液的一種屬性并與漿液中固體的粒徑分布相關。在本公開中，本發明的有些實施方案公開了用于控制超濃縮凈化漿液中的水的重量百分數的方法，其提高了超濃縮凈化漿液的過濾速率。發明概沭
本發明涉及從羧酸合成中生成的氧化器凈化料流中去除雜質和回收金屬催化劑的方法，所述羧酸典型地為對苯二甲酸，該方法包括:
(a)在第一蒸發器區中使 在對苯二甲酸方法中形成的包含羧酸、金屬催化劑、雜質、水和包含醋酸的溶劑的氧化器凈化料流經受蒸發，以生成第一蒸汽料流和濃縮凈化料流，和
(b)在混合區中向濃縮凈化料流中添加水以生成富水的濃縮凈化料流；
(C)在第二蒸發器區中使富水的濃縮凈化料流經受蒸發以生成第二富溶劑料流和中度濃縮凈化漿液；和
(d)在第三蒸發器區中使中度濃縮凈化漿液經受蒸發以生成第三富溶劑料流和超濃縮凈化漿液，其中第三蒸發器區包含在約20°C -約70°C的溫度下操作的蒸發器；其中超濃縮凈化漿液具有約5wt.%-約25wt.%的水含量
(e )在固液分離區中過濾超濃縮凈化漿液以形成濾餅和母液
(f)在固液分離區中用洗滌進料洗滌濾餅以形成洗滌過的濾餅、和洗滌濾出液；其中合計(cumulative)至少80%來自超濃縮凈化楽;液的金屬催化劑被通過分離區回收到母液和洗滌液中；和
(g)任選地在固液分離區中將洗滌過的濾餅脫水以形成脫水的濾餅。(h)將水與母液合并以回收金屬催化劑然后使如此形成的水性混合物經受用萃取溶劑萃取以生成萃取料流和包含金屬催化劑的萃余料流。在閱讀本公開之后，這些實施方案和其它實施方案對于本領域普通技術人員而言將變得更加顯而易見。
附圖簡要描述


圖1顯示了本發明的一個實施方案，其中顯示了一種通過以下步驟從對苯二甲酸方法中形成的包含醋酸、水、金屬催化劑、和氧化雜質的氧化器凈化料流中去除雜質的方法:
(a)在第一蒸發器區中蒸發一部分的氧化器凈化料流以生成濃縮凈化料流和包含醋酸和水的第一蒸汽料流；(b)在第一混合區中以可控的方式向濃縮凈化料流中添加水以生成富水的濃縮凈化料流；(c)在第二蒸發器區中蒸發一部分的富水濃縮凈化料流以形成中度濃縮凈化漿液料流和包含醋酸和水的第二蒸汽料流；(d)在第三蒸發器區中蒸發一部分的中度濃縮凈化漿液料流以形成水含量為5.8%-24.4%的超濃縮凈化漿液料流和包含醋酸和水的第三蒸汽料流；(e)從超濃縮凈化漿液料流中分離固體并在固液分離區中使該固體經受洗滌進料以形成母液料流、洗滌液料流、和洗滌過的濕濾餅料流；(f )在第二混合區中將水與母液料流和任選的一部分的洗滌液料流混合以形成水性混合物4P(g)在萃取區中向水性混合物中添加萃取溶劑以形成萃取料流和萃余料流；和(10將萃取料流進料至蒸餾塔以形成萃取溶劑再循環料流和淤泥料流。圖2顯示了本發明不同實施方案，其中超濃縮凈化漿液的過濾速率根據料流中的％水而大幅變化。發明詳沭
在本說明書和隨后的權利要求中，將會提及一些術語，它們被定義為具有以下含義:如在說明書和所附權利要求中使用的，除非上下文清楚地另有說明，單數形式“一”、“一個”和“該”包括復數物。因此，例如，提及管式反應器時包括一個或多個管式反應器。本文可將范圍表示為從“約”一個特定值，和/或至“約”另一個特定值。當這樣表達一個范圍時，另一個實施方案包括從所述一個特定值和/或至所述另一個特定值。類似地，當值通過使用先行詞“約”表示為`近似值時，應當理解該特定值構成另一個實施方案。還應理解，每個范圍的端點既與另一端點有聯系，又獨立于另一端點。“任選的”或“任選地”意指隨后描述的事件或環境可能發生也可能不發生，并且該描述包括該事件或環境發生的情形和其不發生的情形。例如，短語“任選地加熱”意指物質可能被加熱也可能不被加熱并且該短語既包括加熱的方法又包括不加熱的方法。盡管陳述本發明的廣泛范圍的數字范圍和參數為近似值，但在具體實施例中陳述的數值是盡可能精確地報道的。然而，任何數值都固有地含有由在它們各自的測試測量中出現的標準偏差所必然導致的某些誤差。如在說明書和所附權利要求中使用的，“百分數”或“ ％ ”用于表示重量百分數。在本發明的一個實施方案中，提供了一種如圖1所示的從氧化器凈化料流101中去除氧化副產物雜質的方法。該方法包括以下步驟。步驟(a)包括在第一蒸發器區120中使氧化器凈化料流101經受蒸發以生成第一蒸汽料流121和濃縮凈化料流122。氧化器凈化料流101獲自包含對苯二甲酸的羧酸氧化合成方法。產生氧化器凈化料流101的一種方法是過濾對苯二甲酸氧化器漿液并收集一部分離開過濾器的母液并將其送至凈化方法。而另一個用于產生氧化器凈化料流101的方法是對對苯二甲酸氧化漿液進行溶劑交換，置換一部分氧化母液并將其送至凈化方法。可將獲自對苯二甲酸方法的氧化母液冷卻至90°c-45°c的溫度并將其送至澄清加壓過濾器(如燭式過濾器)以在將其送至凈化方法中的第一蒸發器之前去除任何存在的固體。氧化器凈化料流101用作本發明的對苯二甲酸凈化方法的進料料流。氧化器凈化料流101包含羧酸、水、溶劑、金屬催化劑和雜質。雜質包括有機溴化物、腐蝕金屬、對二甲苯氧化副產物、和作為對二甲苯中的雜質的結果得到的雜質。有機溴化物可在該氧化反應中用作促進劑。腐蝕金屬的實例為鐵和鉻化合物，其抑制、降低或完全破壞金屬催化劑的活性。除催化劑和促進劑之外，氧化器母液料流還含有副產物和雜質。這些副產物和雜質部分來自于對二甲苯進料料流中存在的微量雜質。其它雜質來源于導致產生部分氧化的產物的對二甲苯的不完全氧化。另一些副產物來自于對二甲苯至對苯二甲酸的氧化中的競爭副反應。羧酸包括經由有機基質的控制氧化產生的芳香羧酸。這類芳香羧酸包括具有至少一個羧酸基團的化合物，所述羧基與作為芳環的一部分的碳原子相連接，所述芳環優選具有至少6個碳原子，更優選僅具有碳原子。該芳環的適合實例包括，但不限于，苯、聯苯、三聯苯、萘、和其它碳基稠合芳環。適合的羧酸的實例包括，但不限于，對苯二甲酸、苯甲酸、對甲苯甲酸、間苯二甲酸、偏苯三甲酸、萘二甲酸、2，5-二苯基-對苯二甲酸和其混合物。適合的溶劑包括，但不限于，脂肪族單羧酸，優選含有2-6個碳原子，或苯甲酸和其混合物以及這些化合物與水的混合物。優選地，溶劑為醋酸與水的混合物，質量比為約5:1-約25:1，優選約8:1-約20:1，和最優選約11:1-20:1。貫穿本說明書，醋酸將被稱為溶劑。然而，應當理解也可使用其它適合的溶劑，例如之前公開的那些。在本發明的方法的第一步驟中，通過常規方法在包含蒸發器的第一蒸發器區120中濃縮氧化器凈化料流101以生成第一蒸汽料流121和濃縮凈化漿液122。蒸發器在大氣壓或略高于大氣壓的條件下，通常為I個大氣壓-約10個大氣壓，操作。蒸汽料流121包含大部分的水和溶劑，濃縮凈化料流122包含未從氧化器凈化料流101中去除的剩余水和溶劑。蒸發去除了存在于氧化器凈化料流101中的約50wt%-約85wt%的溶劑質量。步驟(b)將 濃縮凈化料流122和包含水的料流131送至混合區130以生成富水的濃縮凈化料流132。富水的濃縮凈化料流132富集水，其中富水的濃縮凈化料流132中的重量％水大于濃縮凈化料流122。可使用本領域已知的用于混合兩種液體料流的任何設備，包括在安裝有內部靜態混合器的管中混合該兩種料流。在本發明的一個實施方案中，操縱加入混合區130的料流131的進料速率(質量/時間)，以將下游的超濃縮凈化漿液料流152中所含的水的重量百分數控制在約5.0wt% (重量百分數)-約25.0wt%水。控制料流152的水含量的另一個范圍為約8.0wt%水-約23.0wt%水。控制料流152的水含量的又一個范圍為約11.0wt%水-約21.0wt%水。又一個控制料流152的水含量的范圍為約13.0wt%水-約19.0wt%水。第一蒸發器120和混合區130之間的管道應維持在90°C或大于90°C的溫度以在所述管道中最小化來自溶液的固體。步驟(C)使富水的濃縮凈化料流132在第二蒸發器區140中經受蒸發以生成第二蒸汽料流141和中度濃縮凈化漿液料流142。混合區130和第二蒸發器140之間的管道應維持在80°C或大于80°C的溫度以在所述管道中最小化來自溶液的固體量。第二蒸發器區140包含至少一個在真空條件下操作的蒸發器。蒸發可在約20°C -約90°C的溫度下進行；另一個范圍為約30°C -約80°C。在本發明的一個實施方案中，可濃縮一部分最高100%的蒸汽料流141并返回至第二蒸發器140。這使得在第二蒸發器140中的停留時間允許在不濃縮漿液的情況下使第二蒸發器140中所含的固體的粒徑能夠長大。這也使得第二蒸發器140中的衆液溫度和第二蒸發器中的真空水平能夠解稱(decoupling)。步驟(d)使中度濃縮凈化漿液料流142在第三蒸發器區150中經受蒸發以生成第三蒸汽料流151和超濃縮凈化漿液料流152。第三蒸發器區150包含至少一個在真空條件下操作的蒸發器。蒸發在約20°C -約70°C的溫度下進行；另一個范圍為約30°C -約60°C。操作蒸發器120、140、和150的組合以將氧化器凈化料流101濃縮至以下狀態:其中約75wt%-約97wt%的料流101質量被通過蒸發去除。另一個范圍是操作蒸發器120、140、和150的組合以濃縮由料流101表示的氧化器凈化料流至以下狀態:其中約85wt%-約94wt%的料流101質量被通過蒸發去除。又一個范圍是，操作蒸發器120、140、和150的組合以濃縮由料流101表示的氧化器凈化料流至以下狀態:其中約87wt%-約93wt%的料流101質量被通過蒸發去除。在本發明的一個實施 方案中，超濃縮凈化漿液152的狀態可為僅具有足夠提供可泵送性的溶劑的固液混合物。步驟(e)包括在過濾區160中過濾超濃縮凈化漿液152以形成濾餅164和母液163 ;和步驟(f)在洗滌區161中用洗滌進料166洗滌濾餅164以形成洗滌過的濾餅165和洗滌液167 ;和任選地在任選的脫水區162中用氣體進料168使洗滌過的濾餅165脫水以形成脫水的濾餅169。在本發明的一個實施方案中，洗滌料流166包含水。在本發明的一個實施方案中，過濾區160包含至少一個固液分離裝置。在本發明的另一個實施方案中，過濾區160和洗滌區161和任選的脫水區162可在一個固液分離裝置中或在固液分離區200中的多個裝置中實現。該裝置的實例包括但不限于連續加壓過濾器、連續真空過濾器、間歇式加壓過濾器、離心分離機等裝置。在本發明的另一個實施方案中，固液分離區和洗滌區和任選的脫水區可在一個裝置中實現。這類裝置的實例包括但不限于連續加壓過濾器、連續真空過濾器、間歇式加壓過濾器、離心分離機等裝置。在本發明的一個實施方案中，固液分離區200包含至少一個固液分離裝置。在本發明的另一個實施方案中，固液分離區和洗滌區可在一個固液分離裝置中實現。該裝置的實例包括但不限于連續加壓過濾器、連續真空過濾器、間歇式加壓過濾器、離心分離機等裝置。在本發明的另一個實施方案中，固液分離區和洗滌區和任選的脫水區可在一個裝置中實現。該裝置的實例包括但不限于連續加壓過濾器、連續真空過濾器、間歇式加壓過濾器、離心分離機等裝置。一種可適應本發明的方法要求的適合的加壓過濾器為BHS-FEST. ，轉鼓式加壓過濾器，雖然也可使用其它可實現要求的操作的加壓過濾器。其它可用于固液分離區200的裝置的例子包括，但不限于:真空帶式過濾器、壓濾機、離心分離機、加壓葉片式過濾器、和錯流過濾器、加壓鼓式過濾器和真空鼓式過濾器。加壓過濾器可在足以從母液163的溶解物中獲得至少80%的金屬催化劑回收的溫度和壓力下操作。優選地，加壓過濾器可在約250C -約80°C的溫度、和2巴-6巴表壓的壓力下操作。步驟(g)包括在第二混合區170中混合水料流171和母液料流163和任選地一部分洗滌液料流167以形成水性混合物172。在本發明的一個實施方案中，混合區170包含常規的混合器。如果需要，可將水171以足夠溶解水性混合物料流172中的金屬催化劑的量加至混合區170。
以足以溶解催化劑的量將水料流171加入混合區170得到水性混合物172，其中醋酸與水的比例為約0.7:1-1.4:1,優選約0.8:1-1.3:1,最優選約0.9:1-1.2:1。保持水性混合物172以外部循環回路循環是合意的。可將少量的萃取溶劑181，通常約1-約10重量％，優選小于5重量％，加至混合區170以通過減少固體向容器側壁的粘附來增強漿液處理。這在圖1中由來自料流181的虛線箭頭表示。可取但非必須地，在萃取之前使水性混合物172在約60°C -約95°C，另一個范圍為約80°C -約90°C，下經受熱處理約0.5-約4小時，優選約1-約2小時。通過該處理，有機溴化物反應以生成無機溴化物，其優選保留于萃余料流183中。從而使得連同不希望的雜質一起從系統中凈化的含溴化合物的量最小化。該熱處理將溴化物轉化并使有機雜質的處理簡單化。步驟(h)包括使萃取溶劑181與水性混合物172在萃取區180中接觸以形成萃取料流182和萃余料流183。將水性混合物172輸入萃取區180，其中水性混合物172和萃取溶劑181在萃取區180中接觸。水性混合物172與萃取溶劑181混合以形成包含溶劑、水、有機雜質和萃取溶劑的萃取料流182 (其構成較輕相)，以及包含金屬催化劑、腐蝕金屬和水的萃余料流183。萃取料流182作為頂部料流取出，萃余料流183從萃取區180中萃取器的底部取出。在本發明中，萃取區180的一個實施方案是單級萃取器。萃取器中所用的萃取溶劑181應當是基本上水不混溶的以最小化有機溶劑在水性餾分中的溶解量。另外，優選萃取溶劑181為共沸劑，其用于促進溶劑從有機萃取物的回收。已證明特別可用的溶劑是乙酸C1-C6烷基酯，特別是乙酸正丙酯、乙酸異丙酯、乙酸異丁酯、乙酸仲丁酯、乙酸乙酯和乙酸正丁酯，雖然也可使用其它具有適當密度和足夠低的沸點的基本上水不混溶的有機溶劑，如對二甲苯。由于其相對低的水可混溶性和出色的共沸行為，乙酸正丙酯和乙酸異丙酯是特別優選的。可使用約1-4重 量份萃取溶劑每份水性混合物的容劑比例來實施萃取。雖然萃取可在室溫和壓力下操作，但可以將溶劑和萃取器加熱至約30°C -約70°C，另一個范圍為約400C -約60°C。雖然萃取料 流109包含少量的金屬催化劑和腐蝕金屬，但基本上所有金屬催化劑和大部分剩余腐蝕金屬都被包含在較重相，萃余料流183中。步驟(i)包括在分離區190中分離萃取料流182以形成高沸點有機雜質料流192和回收的萃取溶劑料流191。萃取料流182包含有機溶劑和有機雜質。萃取料流182可進一步包含醋酸和水，經常以較少的量。可在包含常規蒸餾設備的分離區190中蒸餾萃取料流182。常規蒸餾設備包括，例如，蒸餾塔。在萃取區180中通過有機溶劑萃取大部分有機雜質。這之所以能夠發生是因為有機雜質對有機溶劑顯示高度溶解性和對醋酸顯示較低的溶解度。通過蒸餾來自萃取器的較輕相，有機溶劑被蒸發，使得有機雜質濃縮于塔底流中。可將回收的萃取溶劑料流191再循環至萃取區180中的萃取器。高沸有機雜質料流192被作為淤泥從蒸餾塔的底部去除以供處理。在本發明的一個實施方案中，蒸發器區120、140、和150以連續方式操作而不是間歇式操作。在本發明的一個實施方案中，全部單元作業(區120-190)以連續方式操作而不是間歇式操作。
實施例:
本發明可通過其其它實施方案的以下實施例來進一步闡述，雖然應當理解這些實施例僅用于闡述的目的并不意欲限定本發明范圍，除非另有明確說明。列于表I和圖2中的實施例1至9的數據在實驗室中產生。這些實施例的一個目標是闡述超濃縮凈化漿液料流152中的％水與加壓過濾器中超濃縮凈化漿液料流152的過濾速率的關系。這些實施例的另一個目標是闡述如何產生具有一定范圍的水含量的超濃縮凈化漿液料流152。超濃縮凈化漿液料流152中的％水為2.5%-25%，超濃縮凈化漿液料流152的過濾速率為30kg濾出液/分鐘平方米-1llOkg濾出液/分鐘平方米。對于每個實驗室實驗，氧化器凈化進料101獲自商業工廠，其包含約6%水和94%醋酸。通過在第一蒸發區中在120°C下蒸發去除氧化器凈化進料質量的75%，得到包含約
4.6%水的濃縮凈化料流122。在實驗I和2中，使濃縮凈化料流122在約55°C的最終溫度下經受額外的蒸發濃縮，得到包含約2.5%水的超濃縮凈化漿液152和初始氧化器凈化進料的約92%的總蒸發損失。在實驗室規模的加壓過濾器中過濾所得超濃縮凈化漿液，所述加壓過濾器在3巴表壓壓力下操作、過濾面積為20cm2，用水洗滌，并用N2脫水。通過用總液體質量(母液+洗滌液)除以20cm2的過濾面積并除以過濾時間與洗滌時間之和計算過濾速率。例如，實驗I的過濾速率為(507 克 /20c m2/ (345 秒 +165 秒)=0.0497 克 /cm2 秒或 29.8kg/ 米 2 分鐘。在實驗3-9中，在混合區中使120°C的濃縮凈化料流122連續地與不同量的室溫水混合然后使其在約55°C的最終溫度下經受額外的蒸發濃縮，得到包含約8重量百分數(wt%) -25wt%水的超濃縮凈化料流152。蒸發濃縮期間損失了氧化器凈化進料初始質量的約92wt%。在實驗室規模的加壓過濾器中過濾所得超濃縮凈化料流152，所述加壓過濾器在3巴表壓壓力下操作、過濾面積為20cm2，用水洗滌，并用N2脫水。有益的是比較實驗I和5以了解水向濃縮凈化料流122中的加入如何顯著地影響各自的所得超濃縮凈化料流152的過濾速率。在這兩個實施例中，約92%的氧化器凈化進料被蒸除。在實施例1中，不向濃縮凈化料流122中加入水，導致進料入過濾器的超濃縮凈化料流152含2.5%水，且過濾速率為約30kg/米2分鐘。在實施例5中，將足夠的水加至濃縮凈化料流122中以致進料入過濾器的下游超濃縮凈化料流152中含有14%水，且該超濃縮凈化料流152漿液的過濾速率為1059kg/米2分鐘。顯然，通過在實施例5中將水加至濃縮凈化料流122中，所得下游超濃縮凈化料流152的過濾速率從30kg/米2分鐘增大至1059kg/米2分鐘。這是過濾速率的3530%的增大。如上所教導的，水的加入不是簡單的稀釋作用而是在蒸發濃縮期間影響了固體的晶體生長，導致在進料到過濾器的漿液中小顆粒較少。本領域眾所周知的是，小顆粒，特別是等于或小于10微米的小顆粒，的存在對漿液過濾速率具有負面影響。如上所教導的，水向濃縮凈化漿液122中的加入通過減少超濃縮凈化漿液中小于10微米的顆粒的重量％而對進料到過濾器的下游超濃縮凈化漿液的過濾速率具有正面影響。如果緊接在過濾之前向超濃縮凈化漿液152中加入水，則過濾速率沒有實質改進。水的加入必須發生在凈化方法中位于最終蒸發濃縮區之前的點。例如，在具有兩個蒸發濃縮區的凈化方法中水加入步驟可發生第一蒸發濃縮區之后。水的加入也可發生在第一蒸發器區之前，但由于與固液分離區200之前的蒸發濃縮相關的更高能耗，這是不期望的。
由以下圖2所描繪的數據可見，控制進入過濾器的超濃縮凈化漿液料流進料152中所含的％水為5.8%-24.4%水是合意的。控制料流152的水含量的更優選范圍是7.9%水-22.8%水。控制料流152的水含量的進一步更優選范圍為10.5%水-20.4%水。控制料流152的水含量的最優選范圍為12.5%水-18.9%水。還可見凈化方法中加入水以實現該料流152的過濾速率改進的實際位置將位于凈化方法中最后的蒸發區之前。
權利要求
1.一種方法，包括: Ca)在第一蒸發器區中使在對苯二甲酸方法中形成的氧化器凈化料流經受蒸發以生成蒸汽料流和濃縮凈化料流；其中所述氧化器凈化料流包含羧酸、金屬催化劑、雜質、水和溶劑，其中所述溶劑包含醋酸；和 (b)在混合區中向所述濃縮凈化料流中添加水以生成富水的濃縮凈化料流； (c)在第二蒸發器區中使所述富水的濃縮凈化料流經受蒸發以生成富溶劑料流和中度濃縮凈化漿液蒸汽；和 Cd)在第三蒸發器區中使所述中度濃縮凈化漿液經受蒸發，其中所述第三蒸發器區包含在約20°C -約70°C的溫度下操作的蒸發器；其中所述超濃縮凈化漿液具有約5.0wt%-約25.0wt%的水含量 Ce)在固液分離區中過濾所述超濃 縮凈化漿液以形成濾餅和母液 Cf) 在所述固液分離區中用洗滌進料洗滌所述濾餅以形成洗滌過的濾餅、和洗滌濾出液。
2.根據權利要求1的方法，其中合計至少80%來自所述超濃縮凈化漿液的所述金屬催化劑被通過所述分離區回收到所述母液和所述洗滌液中。
3.根據權利要求1的方法，其中通過在步驟(a)、(c)、和(d)中自所述氧化器凈化料流蒸發共去除所述氧化器凈化料流質量的約75%-約95%。
4.根據權利要求1的方法，其中將至少一部分洗滌過的濾餅送至氧化區下游的對苯二甲酸產物。
5.根據權利要求1的方法，其中所述超濃縮凈化漿液具有約8wt%-約23%的水含量。
6.根據權利要求1的方法，其中所述超濃縮凈化漿液具有約llwt%-約21%的水含量。
7.根據權利要求1的方法，其中所述超濃縮凈化漿液具有約13wt%-約19%的水含量。
8.根據權利要求1的方法，其中所述固液分離裝置為在約25°C_約90°C的溫度下操作的加壓過濾裝置。
9.根據權利要求8的方法，其中所述加壓過濾裝置包含至少一個過濾器槽并且至少一個過濾器槽積聚了至少0.25英寸深的所述濾餅。
10.根據權利要求1的方法，其中將至少一部分步驟(e)中形成的母液送回至該對苯二甲酸方法的氧化區。
11.根據權利要求1的方法，其中所述加壓過濾裝置為轉鼓式加壓過濾器。
12.根據權利要求1的方法，其中將從第一蒸發區送至混合區的濃縮凈化料流的溫度保持在80°C之上。
13.根據權利要求1的方法，其中在第二蒸發區中的停留時間為30分鐘-180分鐘。
14.根據權利要求1的方法，其中將母液送至萃取區以產生水性料流和有機料流。
15.根據權利要求14的方法，其中將有機料流送至蒸餾塔以回收萃取溶劑和包含氧化副產物雜質的廢淤泥料流。
16.根據權利要求15的方法，其中對于8%-23%的所述超濃縮凈化漿液的水含量，在所述固液分離區中超濃縮凈化漿液的過濾速率高于所述范圍之外的任何水濃度的超濃縮凈化漿液的過濾速率。
17.根據權利要求15的方法，其中對于11%_21%的所述超濃縮凈化漿液的水含量，在所述固液分離區中超濃縮凈化漿液的過濾速率高于所述范圍之外的任何水濃度的超濃縮凈化漿液的過濾速率。
18.根據權利要求15的方法，其中對于13%-19%的所述超濃縮凈化漿液的水含量，在所述固液分離區中超濃縮凈化漿液的過濾速率高于所述范圍之外的任何水濃度的超濃縮凈化漿液的過濾速率。
19.根據權利要求1的方法，其中溶劑為醋酸與水的混合物，比例為8:1-約20:1，并優選為約 11:1-20:1。
20.根據權利要求1的方法，其中操縱加入混合區的水的質量以將下游的超濃縮凈化漿液料流中所含的％水控制在5%-25%水。
21.根據權利要求1的方法，其中操縱加入混合區的水的質量以將下游的超濃縮凈化漿液料流中所含的％水控制在5%-25%水。
22.根據權利要求1的方法，其中操縱加入混合區的水的質量以將下游的超濃縮凈化漿液料流中所含的％水控制在10%-20%水。
23.根據權利要求1的方法，其中操縱加入混合區的水的質量以將下游的超濃縮凈化漿液料流中所含的％水控制在13%-18%水。
24.根據權利要求1的方法，其中操縱加入混合區中加入的水的質量以將下游超濃縮凈化漿液料流中所含的％水控制在8%-23%水。
全文摘要
本發明的方法涉及通過控制過濾器進料漿液中的%水來提高對苯二甲酸的凈化過濾速率并涉及利用加壓過濾從羧酸(典型地為對苯二甲酸)合成中生成的氧化器凈化料流回收金屬催化劑。
文檔編號C07C51/00GK103168020SQ201180050850
公開日2013年6月19日 申請日期2011年8月11日 優先權日2010年8月20日
發明者K.R.帕克, L.W.布萊爾 申請人:墨西哥石油集團有限公司