純對苯二酸的制備方法

專利名稱：純對苯二酸的制備方法
技術領域：
本發明涉及制備純對苯二酸的方法。
純對苯二酸(PTA)可通過純化粗對苯二酸(CTA)而得到，而粗對苯二酸一般是在含有(例如)乙酸的液相中并在氧和催化劑存在下通過氧化對二甲苯制備的。CTA一般含有下列雜質，例如，催化劑殘渣和對二甲苯的氧化副產物，如苯甲酸、對甲苯甲酸、1，2，4-苯三酸，尤其是4-羧基苯甲醛(4-CBA)。CTA還可通過水解聚對苯二甲酸亞烷基酯、例如聚對苯二甲酸乙二醇酯來制備。
純化方法通常包括將CTA與水介質相混合，從而在低溫下獲得了CTA漿液。將CTA漿液加熱使對苯二酸溶于水介質中，得到對苯二酸水溶液，該水溶液可能含有有機雜質，如4-CBA。然后在高壓和高溫下、并優選在催化劑存在下使該水溶液與氫接觸，在還原條件下化學還原至少一定比例的雜質。用氫處理后，對對苯二酸溶液實施結晶過程，在結晶過程中要降低溶液的壓力和溫度，結果形成了PTA結晶，接著再回收得到的結晶。例如，象USP4500732中公開的那樣，普通的做法是使結晶過程中蒸發的水通入循環溶劑轉筒。從USP3584039人們還知道使結晶過程中產生的蒸發的水冷凝并循環該冷凝液用于CTA的溶解。
為了加熱水介質中的CTA漿液到至少某一個溫度(在該溫度下對苯二酸溶解于所說的介質)是需要能量的。迄今為止，該能量至少部分地通過間接熱交換來自諸如蒸汽或水的物質，而這里的蒸汽或水又是通過使用一系列普通的管殼狀或熱交換器取自對苯二酸生產過程的另一階段。在對苯二酸的生產過程中設置這些熱交換器會導致寵大的資金支出;而且，熱量通過表面傳遞，那么在這些熱交換器中不可避免地會產生熱量損失。
在對苯二酸生產過程中使用這些熱交換器還會帶來另外的問題。由于生產過程中的流體是液相中的固體漿液這樣一個事實，這些熱交換器會受到堵塞的干擾。而且，為了提供可接受的熱傳遞，必須使用大量的熱傳遞流體。德國專利289891公開了克服堵塞問題的一個建議，該專利使用一組六個熱交換器，其中用取自結晶過程的蒸汽加熱水-對苯二酸懸浮液。
本發明提供了避免或減少這些問題的方法。
于是本發明提供了從含有至少一種有機雜質的粗對苯二酸(CTA)生產純對苯二酸(PTA)的方法，該方法包括使CTA與水介質混合形成CTA水混合物，加熱該混合物使基本上全部的CTA溶于水介質中從而形成CTA溶液，氫化CTA水溶液化學還原至少一些所述的有機雜質并形成PTA水流體，降低PTA水流體的壓力和溫度進行PTA結晶，在進行所述的加熱CTA與水介質的混合物時，至少部分地是通過向混合物引入溫度高于所述的含水混合物的蒸汽。
優選地，使水性混合物以流體的形式流動，而將蒸汽導入流體中。水介質中的CTA，不管其是漿液形式或是溶液形式，在本文中均稱為CTA流體。
由于在加熱CTA流體時減少避免阻塞，本發明具有很大的優點，即能夠更有效地加熱CTA流體并使熱量得到保持，因此就相應地減少了生產過程的中斷次數。
引入CTA流體中的蒸汽最好從對苯二酸生產過程中回收，并優選地包括水蒸汽、最好是基本上純的水蒸汽。該蒸汽回收使得可回收的能量在對苯二酸生產過程中有利地再次使用，從而具有巨大的經濟效益。如果需要，蒸氣可從生產過程外獲得，并可包括由加熱鍋爐中的水形成的公用事業水蒸汽。
我們不排除蒸氣本身從液相中產生的可能性，例如，從高壓到低壓的液相輸送路途中閃蒸而產生的蒸氣。蒸氣還可以是包括氣相和液相的兩相混合物的一個組分，例如這樣產生的蒸氣，即在從高壓到低壓的液相輸送過程中伴隨著部分液相閃蒸進入氣相。在這種情況下，可將兩相混合物(氣相和液相組分)與CTA流體混合以加熱CTA流體，或者先將氣相組分從兩相混合物中分出，再將氣相與CTA流體混合用來加熱CTA流體。因此，在本發明的一個實施方案中，在設定壓力下從結晶過程得到的蒸汽可先使其冷凝并輸送到低壓下的混合段區，這就伴隨著閃蒸，從而得到由閃蒸產生的蒸汽和液相水組成的兩相混合物，再將該混合物加到CTA流體中對CTA流體加熱。
優選地，蒸氣，最好是水蒸汽，是在減小壓力和溫度進行PTA結晶過程中通過從PTA流體分離至少一種除對苯二酸外的組分獲得的。蒸氣適宜地通過從對苯二酸的水性流體蒸發水產生水蒸汽而形成。適宜地，至少部分分離的組分循環并引入到CTA流體中從而對CTA流體加熱。由于將分離的組分循環至系統中，緩和了對分離組分的處理問題。被循環的分離組分在本文稱作循環流體。
除了通過引入蒸氣對CTA流體加熱外，還可通過一個或多個普通的熱交換器對該流體加熱。在這種情況下，普通的熱交換器僅提供一部分加熱效果，因此與全部加熱效果按傳統方式提供的方法相比，與使用這些熱交換器相關的一些問題相應地得到了緩解。
對于在所述的水介質中溶解CTA所需要的熱能來說，在通過直接引入蒸氣和通過熱交換器提供的總輸入熱能中，優選至少15%、更優選至少30%、最優選至少50%由蒸氣提供。
加到CTA流體中的蒸氣相循環流體最好包括可冷凝的組分，例如水。循環流體優選地是基本上純的水蒸汽。
循環流體可加到CTA流體中，并優選在CTA與水介質混合時或混合后加到漿液中。循環流體可用于預熱CTA漿液，因此減少了加熱漿液至對苯二酸溶解于水介質的溫度時所需要的額外能量。
適宜地，CTA流體被加熱到與還原進行時的溫度基本上相同的溫度。對CTA流體的加熱最好分幾個階段進行，其中包括將循環流體引入CTA流體。適宜地，CTA流體的壓力在這些階段中也被提高。
還原階段適宜地這樣進行，即將對苯二酸流體通過催化劑床、優選通過多相催化劑的流動床。多相催化劑可以是載在載體上的貴金屬催化劑，例如載在惰性載體(如碳)的上鉑和/或鈀(優選)。進行還原的適宜溫度250至350℃，氫分壓為10巴，優選1-50巴，更優選5-25巴。體系的總壓力適宜地是50-100巴絕對壓力。通過還原階段的對苯二酸流體適宜地含有20-50%Wt的對苯二酸。
還原后對苯二酸流體的壓力應當降低，并且流體的溫度最好冷卻至100-250℃、優選100-210℃，從而提供在水溶液中的PTA漿液。
壓力優選地通過使PTA流體通過一組至少兩個壓力下行儲罐如結晶器而降低，在結晶器中，至少部分水介質被分離，例如通過蒸發，而成為循環流體。壓力下行儲罐最好在不大于氫化階段的壓力和溫度下操作。
每個壓力下行儲罐最好在低于前一個儲罐或第一個儲罐的壓力和溫度下，在不高于氫化反應器的壓力和溫度下操作，從而提供PTA流體的逐步冷卻以得到固體PTA。
優選地，循環流體從較高溫度和壓力下的壓力下行儲罐中獲得，而不是從較低壓力和溫度下的儲罐獲得，因為這樣可回收較多高一級的熱能。特別優選的是回收從第一個儲罐分離的組分，而PTA流體從氫化階段離開后即進入第一儲罐。從該儲罐回收可以回收到高一級的熱能。
循環流體可從一個壓力下行儲罐中獲得，但最好從多個這樣的儲罐中獲得。從任意給定的儲罐獲得的循環流體其壓力必須大于循環流體引入其中的在該點的CTA流體的壓力。
從兩個或多個分離儲罐獲得的分離的組分可以混合在一起并期望作為單個流體循環。這種裝置僅需要一個導管輸送從壓力下行儲罐到氫化階段上游流體的循環流體，并且循環流體引入CTA流體的位置的數目可以少于分離的組分作為多股流體時所需要的位置數目。這就保證了投資成本的降低。設備結構的簡化以及維修保養的方便。
另一方面，從每個壓力下行儲罐得到的分離組分可作為分離的流體循環，從而提供多個循環流體，這些循環流體可以在相同的位置或不同的位置引入CTA流體。正如所需要的那樣，在氫化階段之前，從不同的壓力下行儲罐獲得的流體之間的壓力和溫度的差別使得循環流體在不同的位置引入CTA流體。循環流體的溫度和壓力越高，其被引入CTA流體的位置越趨向于下游流體。
與單個循環流體裝置相比，這種裝置提高了高一級可回收熱能的使用性。
適宜地，循環流體的壓力至少為1巴，優選至少為10巴，更優選至少為20巴，特別優選至少為40巴;并且溫度至少為100℃，優選至少為140℃，特別優選至少為160℃。
分離的組分可以任意所需要的速率循環，但該速率可通過分流循環流體而使之減小，這樣就提供了一個加熱CTA流體的循環流體，以及第二個適用于預熱對苯二酸生產過程的其他階段或適用于能量回收操作的循環流體。
通過將分離的組分循環至CTA流體，可能在系統中會有包含于分離組分中的某些物質的累積。正如所需要的那樣，這些物質可通過適宜的清除過程除去或被進一步地加工或處理。
優選的清除過程包括使CTA流體通入其中具有液面上部自由空間的儲罐，并從儲罐中除去液面上部空間中的氣態物質，如非冷凝性物質。任何這樣的清除過程都應在循環流體引入粗對苯二酸流體位置的下游位置使用。
根據本發明的另一方面，提供了生產純對苯二酸(PTA)的方法，該方法包括(a)形成含有特別是4-羧基苯甲醛和對甲苯甲酸的粗對苯二酸(CTA)的水性漿液，所使用的水的至少一部分被循環并且含有除了存在于CTA中的另外的對甲苯甲酸，加熱漿液得到CTA水溶液，該溶液含有相對于溶液的CTA是至少為3000ppmw的等效總對甲苯甲酸量;
(b)使CTA水溶液氫化，特別是使CTA的至少部分4-CBA轉化為對甲苯甲酸;
(c)對氫化的溶液進行控制結晶，以結晶出PTA;
(d)在高溫和高壓下終止結晶，這樣結晶的TA就含有不超過約150ppmw的對甲苯甲酸;
(e)對純化的TA實施分離過程和洗滌過程，其中純TA從母液中分離、洗滌，并從洗滌溶液中分離，得到大量的PTA結晶，上述分離和洗滌在高溫和高壓區域進行，以使分離和洗滌的PTA中含有的對甲苯甲酸量維持在不大于150ppmw(相對于PTA)的水平;
(f)循環至少部分步驟(e)中與PTA分離的母液以及至少部分其中的對甲苯甲酸含量至步驟(a)，循環的母液構成了步驟(a)中使用的所述循環水;以及(g)將從步驟(c)得到的含對甲苯甲酸的水蒸汽與步驟(a)的所述漿液相混合，對漿液進行加熱。
在進行純化反應的過程中，對甲苯甲酸是存在的，并且對4-CBA的氫化也生成了對甲苯甲酸。對甲苯甲酸從本質上比對苯二酸更易溶于水，這就意味著對從氫化反應得到的溶液進行控制結晶可使對苯二酸沉淀而只有少量的對甲苯甲酸(以固體對苯二酸的量為基礎計一般是150、或120ppmw或更少的數量級)與之共沉淀，其余的對甲苯甲酸都留在溶液中。通常，被氫化溶液中可以接受的對甲苯甲酸或其前體物(4-CBA)的量由保證純對苯二酸有不超過預定的對甲苯甲酸量、一般是不大于150ppmw、優選不大于120ppmw的需要決定。
在傳統的對苯二酸生產中，存在于緊接純化反應后的CTA水溶液中的對甲苯甲酸得自兩個來源。其中的一個來源是對二甲苯的液相氧化過程中產生的對甲苯甲酸。對甲苯甲酸的另一個來源是4-CBA，4-CBA產生自對二甲苯的不完全氧化，并且4-CBA的很大一部分在純化粗對苯二酸過程的氫化反應中轉化為對甲苯甲酸。因此，可以認為供應給純化反應的CTA水溶液含有“等效總對甲苯甲酸量”，即實際上存在的對甲苯甲酸和從前體物如4-CBA衍生的對甲苯甲酸。在通常的對苯二酸生產中，人們并不打算向過程中引入不必要的對甲苯甲酸，例如使用從結晶過程得到的水蒸汽，該水蒸不可避免地含有對甲苯甲酸。
在通常操作的純化階段，使用了相對大量的軟化水，尤其是用作粗對苯二酸的溶劑和純對苯二酸的洗滌液體。這些水會被污染并可能引起處理上的麻煩，如果棄去，則會招致潛在有用物質如對苯二酸和/或其前體物的損失。
我們的先前EP-A-498591公開了通過對二甲苯的液相氧化生產對苯二酸的方法，其中從普通純化階段的純對苯二酸結晶得到的母液(主要含有水)被處理以便進一步回收對苯二酸(以及共沉淀的對甲苯甲酸)。剩下的母液主要含有水，并且其中的至少一部分被循環在氫化階段之前用于溶解粗對苯二酸的目的。剩余的母液或其中的一部分可進一步冷卻至15℃-100℃溫度范圍，或(例如)通過過濾分離，得到純度較低的對苯二酸沉淀物和次級母液。如EP-A-498591所述，這次分離得到的母液和/或純度較差的沉淀物也可按需要被循環使用。
循環母液無疑會在過程中重新引入對甲苯甲酸。然而，只要仍能獲得含有不超過150ppmw(更優選不超過120ppmw)對甲苯甲酸雜質的純對苯二酸，該附加的對甲苯甲酸就是可以接受的;這是通過改變結晶過程，使壓力下降的各個階段采取一定的方式，從而得到了所需純度的對苯二酸。特別是改變結晶過程以便限制與對苯二酸共沉淀的對甲苯甲酸量，在這方面一個重要的因素是固定結晶階段的最終溫度至這樣一個水平，此時對甲苯甲酸在水性母液中仍具有相當高的溶解度。達到此目的適宜溫度是至少160℃，例如170℃或更高。
通過在氫化過程之前使用含對甲苯甲酸的循環母液制備CTA漿液來操作對苯二酸生產方法，以及通過改變結晶過程限制純對苯二酸的對甲苯甲酸含量至150ppmw或更低(相對純對苯二酸固體)，那么使用從結晶過程得到的水蒸汽加熱CTA漿液就更易于接受了，雖然這樣得到的水蒸汽會不可避免地含有對甲苯甲酸。如果該方法以這樣的方式操作，其中含對甲苯甲酸的母液被循環并與CTA合并，那么通過從結晶過程回收水蒸汽重新引入的對甲苯甲酸量僅占有進入純化過程的等效總對甲苯甲酸量的相當小的一部分;例如，氫化之前CTA水溶液的等效總對甲苯甲酸量可含有至少3000ppmw對甲苯甲酸量，如至少3500ppmw至高達7000ppmw。相反，如果從普通PTA生產方法的結晶過程得到的水蒸汽直接用于加熱CTA漿液，那么在這種情況下重新引入的對甲苯甲酸將占有進入純化過程的等效總對甲苯甲酸量的很大一部分。
優選地，在所述的本發明的另一方面的步驟(e)中，分離和洗滌兩個過程合并，即在同一個設備中進行，而不需要在洗滌步驟前的對苯二酸的中間水性漿液。步驟(e)的合并分離過程有利地是在高壓條件下使用相應的帶式過濾系統如Pannevis過濾器進行。CTA一般是在含氧氣體，如空氣，含溴催化劑(優選包括重金屬如錳和鈷)的存在下，通過氧化對二甲苯獲得的。有機羧酸優選含有2-6個碳原子，乙酸特別適宜。
當CTA在反應介質中以漿液的形式生產出來時，基本上所有的CTA都可與反應介質分離，例如通過真空旋轉過濾器分離，經干燥后與水介質混合得到對苯二酸流體。然而，正如我們的先前EP-A-502628所公開的那樣，對苯二酸流體優選地在連續逆流洗滌和過濾過程中通過以水介質替代反應介質制備。
適宜地，氧化反應在5-30巴絕對壓力下進行，并且優選地，氧在離開反應器的氣體中的濃度為0-8%，溫度為150-250℃。連續過程是適合的，并優選在攪拌反應器中進行。
氧化反應是放熱反應，反應熱可以方便地通過從反應介質中分離出水和羧酸除去。這也提供了一個除去反應水的方法。羧酸和水的流體還可包括其他氣體，如氧氣。該流體優選地被蒸餾除去水分，從而提供含水量較低的羧酸，該羧酸最好再循環至氧化反應器中。
除了通過對二甲苯的液相氧化制備外，CTA還可通過處理聚對苯二甲酸亞烷基酯制備，例如采用我們先前的歐洲專利申請NO.92311421.9所公開的方法制備。
純化過程可以分兩個階段進行，即第一階段和第二階段在第一階段中，CTA的至少部分4-CBA被適宜的氧化劑(可以是氣相的，如氧氣，或液相的)氧化為對苯二酸;在第二階段中，對CTA進行前述的氫化處理(該處理用來將所謂的有色物質形式的雜質轉化為在最終產物中可以接受的形式)。當采用該兩階段方法時，通常在第一階段前將CTA溶解形成水溶液，并且通過將熱蒸氣引入CTA混合物加熱水介質促進溶解。
蒸氣流可通過任意適宜的方法引入CTA流體中。一個特別適宜的方法并且也是本發明的又一個方面包括使過程流體與流體徹底混合的入口設備，該設備包括一個縱向伸展的空心部件，過程流體可通過該空心部件，所述設備具有與空心部件內部相連的用來接受流體的入口裝置以及配置在所述空心部件內的網狀隔板，流體可滲透空心部件，這樣流體就可通過網狀隔板從而與過程流體接觸并與其徹底混合。
網狀隔板可在空心部件內方便地縱向伸展。
該設備提供了過程流體和流體間的充分接觸，因為網狀隔板可阻礙流體的流動，并可有效地使流體以很大數目的小股流向過程流體。使包括水介質中的對苯二酸的過程流體和包括水或水蒸汽的流體混合是特別有利的。
空心部件最好在沿其長度的至少一部分，優選沿其全部長度的載面是基本上圓筒形的，因此就易于引入管線中。大部分管線是圓柱形的，例如在化工廠中的管線。
網狀隔板最好與空心部件同軸安置。網狀隔板適宜地是帶有許多網眼的空心體。空心體最好與空心部件具有類似的形狀但具有較小的載面，并優選包括圓筒形部件。
網眼適宜地以規則排列分布在空心體中。在空心體是圓筒形的情況下，網眼優選地以連續圓周分布的環形網眼排列，每個環上的網眼規則地沿柱形體分布，并且環與環之間沿著所述標形體的長度方向規則地分布。任意某個環上網眼在圓周方向上最好與那些相鄰環上的網眼偏離一定的位移。
空心體上的網眼優選地在空心體中以這樣的角度配置，也就是當使用時，流體流動方向與過程流體流動方向之間的夾角(α)不大于90°，并且優選不大于75°。
當網狀隔板可被流體滲透時，其在空心部件中最好這樣配置，使得流體通過網狀隔板以前至多只有很小部分的過程流體與流體相接觸。
該設備可以作為插入部件用在常規的管線上，特別是化工廠的管線上，并且適宜地具有基本上不阻礙過程流體流動的形狀和尺寸。
現在將借助實施例并僅僅參照附圖對本發明進行描述，其中

圖1是流程圖，表示將本發明應用于生產對苯二酸的一定形式的工廠;圖2是裝置的縱剖面原理圖，該裝置用于將水蒸汽注入在水中的CTA漿液;圖3是示意圖，用來說明在幾個位置將水蒸汽注入水性CTA漿液的流體。
在圖1中，通過管線1將含有溶解的催化劑(包括鈷、錳和溴離子)的對二甲苯和乙酸加入反應器A，通過管線2將空氣引入反應器A。反應器A在高溫高壓下操作。從反應器A得到的產物通過管線3送至結晶階段B。反應器A中的溫度通過從反應器提取乙酸和水蒸汽的混合物調節。并將該混合物通過管線4送至冷凝系統C。全部或大部分冷凝液通過管線5送回反應器，不能冷凝的物質通過管線6排空。為了控制反應器A中的含水量，通過管線7、7a從冷凝系統C中移出部分冷凝液并送至蒸餾塔D。
在結晶階段B，溫度降至約75℃-120℃，這樣制得的在母液中的含CTA結晶的漿液通過過濾階段E，正如我們的先前EP-A-502628所述，在過濾階段進行合并的分離和洗滌過程。從階段E回收的母液通過管線8部分地送回反應器A，通常與管線1中含有的新鮮催化劑，對二甲苯和乙酸最先混合。余下的母液通過管線8a送至蒸發階段F，在該階段乙酸被回收并通過管線9、7a供給蒸餾塔D。對副產物和其他物質的清洗物通過流線10排出。從蒸餾塔回收的乙酸至少部分地通過管線27送回反應器A。
固體CTA結晶通過流線11從過濾階段E送至再造漿液的容器G，在該容器中結晶用下面的水或母液重新變成漿液從蒸餾塔通過流線12回收的水和其他可能是通過流線13循環母液的水，通過流線14的循環母液，通過流線15的軟化水，以及來自結晶段K1、K2(下述)的水蒸汽。
在階段G制得的CTA的水懸浮液在G段和/或H段加熱至例如250℃-350℃的溫度，從而形成溶液，加熱是使用來自結晶段K1、K2和/或其他熱源(或者在過程內部或者在外部如鍋爐)的水蒸汽進行的。溶液通入反應器J，在該反應器中在高壓和固定床鈀催化劑條件下溶液與氫反應，從而還原雜質和/或將不希望的諸如所謂帶色物雜質轉化為在最終產物中可以接受的形式。然后將溶液送至結晶段K1、K2，PTA在此結晶。
在結晶段中，溶液壓力和溫度降低，隨之而來的就會有水蒸汽蒸發，該水蒸汽適于返回再造漿液的容器G引入CTA的水漿液和/或送至下述的H段以及可部份地通過管線18和24排空或送至PTA生產過程的其他階段。調節在結晶段K1、K2中溶液冷卻所至的溫度和溶液冷卻速度，從而得到適宜純度的所需對苯二酸產品。
PTA在階段L步驟中分離、洗滌和干燥，階段L適宜地是一個離心機或過濾器和旋轉干燥或流動床干燥器。階段L以連續帶狀或帶狀過濾器單元的形式，例如通常在Filtration and Separation(176頁及下列幾頁，1979年3月/4月)中敘述的的Pannevis過濾器以及我們的先前EP-A-502628中描述的過濾器，可以方便地包括合并的分離和洗滌階段。PTA產物通過管線16從階段L回收，分離的母液通過管線17送至回收段M，在M段中母液被蒸發或優選地進一步冷卻以便回收另外的固體，該固體可通過流線19返回反應器A。從M段回收的母液可至少部分地通過管線20返回蒸餾塔D，部分地通過流線14返回再造漿液的G段，以及部分地通過流線21排空。如果進行蒸發，蒸發的水優選地返回再造漿液的G段與CTA混合。
該敘述的實施方案包括兩個結晶段K1、K2，但具有更多個或甚至少于兩個結晶段也是可取的。結晶段K1比結晶段K2在更高的壓力和溫度下操作。來自K1的水蒸汽可分別通過管線22和23各自返回再造漿液的容器G和/或H段而不存在來自K1、K2的水蒸汽的相互混合，或分別通過管線18和24部分地放空或送至PTA生產過程的其他階段。由于來自K1的水蒸汽其溫度和壓力高于來自K2的水蒸汽，來自K1的水蒸汽返回容器G或H段的位置優選地在來自結晶段K2的水蒸汽返回位置的下游。
另一方面，可通過管線25將來自結晶段K1的水蒸汽和結晶段K2的水蒸汽合并，來自結晶段K1和K2的水蒸汽就可以單股流體返回，然后通過管線22使該合并的流體返至容器G和/或H段。如果需要，通過管線18和24放空的或在其他地方使用的水蒸汽都可以合并成單股流體。
與常規的做作法相反，常規的做法是通過帶有加熱流體的水蒸汽的熱交換器直接加熱在再造漿液容器中制得的CTA和水懸浮液，而本發明是通過將加熱介質直接注入懸浮液進行加熱的，并且作為本發明的一個優選特征，加熱介質由直接來自結晶段K1、K2(即沒有任何的中間冷卻和再加熱)的水蒸汽構成。加熱介質的注入可借助于圖2所示的裝置在任何適宜的位置或在G和H段中的位置有效地進行。
如圖所示，裝置30包括屬于圓筒段的管狀腔31，在其內部裝有也屬于圓筒段的軸向管狀導管33，通過管狀腔含有在水中的CTA的懸浮液的過程流體箭頭X方向軸向流動。腔31具有橫向分布在腔室軸線上的入口32，通過該入口引入將要注入CTA/水流體的水蒸汽。管狀導管33以同心的相對位置裝置在腔31的內部，但管狀導管的直徑較小，這樣就可確定了環形室40。導管33呈文丘里形狀，文丘里管的喉部被一組網眼34貫穿，這些網眼圓周狀的軸向分布在導管中。網眼34的尺寸一般是3-8mm，優選4-6mm。直入室40的水蒸汽分布在導管33上，并通過網眼34穿入導管的內部。一旦進入導管內部，水蒸汽就穿透過程流體并與其徹底混合，進行熱量向CTA/水懸浮液的充分轉移。實驗表明30-200米/秒范圍的水蒸汽注入速度通常是可以接受的，但優選介于50和150米/秒間的水蒸汽注入速度。過程流體和注入水蒸汽的壓力差可以低至0.3巴，但優選0.5巴或更高。軸向排列的網眼34沿方向X(在導管33中CTA/水流體的流向)斜向伸展(成一角度α)。角度α通常不大于75°。網眼數目由質量平衡方面的考慮決定。在室31的兩端提供了法蘭36，使該裝置嵌入輸送CTA漿液的管線。
文丘里管可使CTA漿液的壓力在水蒸汽引入的位置附近局部降低，并伴隨有漿液流速的升高。水蒸汽的壓力必須超過漿液的壓力。通常水蒸汽來自為此目的能夠產生具有足夠壓力水蒸汽的來源。但是，如果水蒸汽壓力不足，可以將其引入裝置30之前預先壓縮。
參考圖3，該圖描述了一種注入水蒸汽的方案。如圖所示，在再造漿液容器G中混合CTA和水介質(如帶一些雜質如對甲苯甲酸的水)后，使混合物以流體形式沿著管線流動，經過若干個水蒸汽注入裝置30a、30b(每個均如圖2所示)，并且在得到的熱的CTA水溶液送入反應器J之前先經過熱交換器H/X。因此，用來使CTA溶解的輸入CTA流體的熱量是由借助于熱交換器H/X的普通熱交換和借助于裝置30a、30b的水蒸汽直接注入相結合提供的。對于圖1所示的具體方法，上游裝置30a注入的水蒸汽通過管23來源于較低壓力和溫度的結晶段K2，而裝置30b注入的水蒸汽通過管線22來源于較高壓力和溫度的結晶段K1。
為了在每個注入段最大限度地提高輸出溫度，每個注入段前面都可方便地設置泵壓段34a和34b，以便提高CTA漿液的壓力從而提高其沸點，并因此阻止在CTA流體中產生氣泡，使加壓的CTA流體和通過注入器引入的加熱蒸汽汽之間維持足夠的壓差從而使后者引入CTA流體。
在一個使用圖3所示裝置的實驗中，為了加熱具有漿液強度為29%W/W對苯二酸并且溫度為136℃的過程流體，以0.074噸水蒸汽/1噸漿液進料的量將18巴、240℃的水蒸汽注入漿液。結果發現出裝置的加熱漿液具有180℃的溫度，該溫度與熱平衡相吻合，即表明了水蒸汽所迅速冷卻以達到平衡。
權利要求
1.一種從含有至少一種有機雜質的粗對苯二酸(CTA)生產純對苯二酸(PTA)的方法，包括混合CTA和水介質得到CTA的水混合物，加熱混合物使基本上全部的CTA在水介質中溶解從而得到CTA溶液，氫化CTA水溶液以便化學還原至少一部分所述的有機雜質，得到PTA水性流體，以及降低PTA水性流動的壓力和溫度進行PTA結晶，所述的對CTA和水介質混合物的加熱至少部分是通過將溫度大于所述的水混合物溫度的蒸汽引入混合物進行的。
2.權利要求1所要求保護的方法，其中使水混合物以流體形式流動并且將蒸汽引入流動的流體中。
3.權利要求1或2所要求保護的方法，其中引入CTA混合物的蒸氣來源于對苯二酸生產過程的內部。
4.任一權利要求1-3所要求保護的方法，其中對CTA混合物的加熱是通過將所述蒸汽引入混合物以及另外通過混合物與熱交換器中的加熱流體間的熱交換進行的。
5.任一前述權利要求所要求保護的方法，其中CTA混合物是在多個加熱階段被所述蒸氣加熱的。
6.權利要求5所要求保護的方法，其中當CTA混合物通過連續的加熱階段時其壓力升高。
7.任一權利要求1-6所要求保護的方法，其中所述的蒸氣與液相成分一起被加到水混合物中，液相成分的溫度也高于水混合物的溫度。
8.任一權利要求1-7所要求保護的方法，其中蒸氣包括來源自結晶PTA的結晶段的水蒸汽。
9.權利要求8所要求保護的方法，其中水蒸汽包括對甲苯甲酸。
10.權利要求9所要求保護的方法，其中來源于結晶階段的水蒸汽用于加熱CTA混合物，在將水蒸汽從結晶階段輸送到CTA混合物被加熱區域的過程中沒有水蒸汽冷凝。
11.任一權利要求8-10所要求保護的方法，其中從PTA流體結晶出PTA在結晶段進行，該結晶段包括一組至少兩個在次第下降的溫度和壓力下操作的結晶段。
12.權利要求11所要求保護的方法，其中使CTA水混合物作為流體流動，至少經過一個提供來自所述結晶段的水蒸汽的水蒸汽注入裝置。
13.權利要求11所要求保護的方法，其中使CTA水混合物作為流體流動，至少經過兩個水蒸汽注入裝置，每個裝置都供應分別來自結晶段的水蒸汽，提供水蒸汽的方式是這樣的，來自較高溫度和壓力下結晶段的水蒸汽供給下游的注入裝置，來自較低溫度和壓力下結晶段的水蒸汽供給上游的注入裝置。
14.一種生產純對苯二酸(PTA)的方法，包括(a)形成含有特別是4-羧基苯甲醛和對甲苯甲酸的粗對苯二酸(CTA)的水性溶液，所使用的水的至少一部分被循環并且含有除了存在于CTA中的另外的對甲苯甲酸，加熱漿液得到CTA水溶液，該溶液含有的等效總對甲苯甲酸量相對于溶液的CTA量至少為3000ppmw;(b)對CTA水溶液氫化，使特別是CTA的至少部分4-CBA轉化為對甲苯甲酸;(c)對氫化的溶液進行控制結晶，以結晶出PTA;(d)在高溫和高壓下終止結晶，這樣結晶的TA就含有不超過約150ppmw的對甲苯甲酸;(e)對純化的TA實施分離和洗滌過程，其中純TA從母液中分離，洗滌，并從洗滌溶液中分離，得到大量的PTA結晶，上述分離和洗滌在高溫和高壓區域進行，以使分離和洗滌的PTA中含有的對甲苯甲酸量維持在不大于150ppmw(相對于PTA)的水平;(f)循環至少部分步驟(e)中與PTA分離的母液以及至少部分其中的對甲苯甲酸含量至步驟(a)，循環的母液構成了步驟(a)中使用的所述循環水;以及(g)將從步驟(c)得到的含對甲苯甲酸的水蒸汽與步驟(a)的所述漿液相混合，對漿液進行加熱。
15.一種在任一權利要求1-14所要求保護的方法中使過程流體與熱蒸汽徹底混合的蒸汽注入裝置，所述裝置包括用于過程流體流動的導管，帶有蒸汽入口的小室，并且導管通過小室，以及使小室和導管相連通的在導管壁上的多個網眼，蒸汽通過網眼進入導管與過程流體徹底混合并加熱之。
16.權利要求15所要求保護的裝置，其中網眼與導管軸向成斜向排列。
17.權利要求15或16所要求保護的裝置，其中導管包括在小室內部的文丘里段，并且所述的多個網眼在文丘里段的喉部穿透導管壁。
18.任一權利要求15-17所要求保護的裝置，其中該裝置嵌入過程流體賴以流動的管線。
全文摘要
一種從粗對苯二酸(CTA)生產純對苯二酸(PTA)的方法，包括混合CTA和水介質形成CTA水混合物，通過將溫度大于所述混合物溫度的蒸汽引入水混合物加熱該混合物使基本上全部CTA在水介質中溶解，然后化學還原CTA水溶液中的雜質，接著通過結晶過程回收PTA。該蒸汽一般是來自結晶過程的水蒸氣，并可借助于注入裝置30(圖2和3)將其引入CTA水混合物。
文檔編號F28C3/06GK1085891SQ9310822
公開日1994年4月27日 申請日期1993年5月29日 優先權日1992年5月29日
發明者E·興馬殊, D·帕克, J·A·特納, I·P·米爾尼 申請人:帝國化學工業公司