专利名称：：具有内部次级反应器的氧化系统的利记博彩app
技术领域：
：本发明一^:地涉及一种多羧^i且^4勿的生产方法。本发明的一方面涉及二^4芳族^^勿(例如对-二曱苯)的部分氧化来制4^且制芳族二羧酸(例如粗制对^n甲酸)，粗制芳族^酸^可以进行纯化和分离。本发明的另一方面涉及提供更有效和更经济的氧化方法的改进型反应系统。
背景技术：
：各种现有商业方法中采用氧化反应。例如，液相氧化目前经常用于醛氧化为酸(例如丙趁氧化为丙酸)，环己烷氧化为己二酸，和^^芳烃氧化为醇、酸或二酸。在后一类(^4芳烃的氧化)中特别重要的商业氧化工艺为对-二甲苯液相催化部分氧化为对苯二曱酸。对苯二甲酸是一种具有多种应用的重刻^物。对苯二甲酸的主要用途为生产聚对苯二曱酸乙二醇酯(PET)的进料。PET为一种在全球范围内大量用于生产诸如瓶子、纤维和包装的产品的公知塑料。在典型的液相氧化方法中，包括对-二曱苯部分氧化为对苯二曱酸，将液相进泮村勿a^^目氧化剂物流引7^jS器并JL^^器中形成多相^介质。引入^器的液相进谇衬勿流含有至少一种可氧化的有才A4^^勿(例如对-二甲苯)，同时^i目氧化剂物流含有分子氧。至少一部分《1M应器的^氧作为气体溶解到反应介质的液相中，由jH^是供-;iM目^可获得的氧。如果多相A^介质的液相含有不A^度的衬I^例如，如果"卩分^介质为"缺氧的")时，不期望的副M可以产生杂质和/或预期的反应的速率方面可^4迟。如果A^介质的液相含有太少可氧化的^^4勿时，^速率可能lt得不合需要。另夕卜，如果絲介质的液相含有过高浓度的可氧化的^^物时，额外的不期望的副反应可以产生杂质。传统的液相氧化反应器装S沐用于〉'f洽其中所含的多相^介质的搅拌设备。提供^介质的搅拌是为了促进衬^^解到^介质的液相中，在反应介质的液相中^#浓度相对均匀的溶解氧,和在^介质的液相中J緣浓度相对均匀的可IU匕的有才;M^4勿。进行液相氧化的a介质的搅拌经常通过容器中的枳械搅拌设备来提供，例如连续搅拌槽反应器(CSTR)。虽然CSTR可提供^I介质的彻底搅拌，但是CSTR存在许多缺陷。例如，CSTR由于它们需要昂贵的电动机、流体密封型轴寿一传动轴、和/或复杂的搅拌才;u里而具有相对高的投资成本。另夕卜，传统CSTR的旋4t^/或摆动4M^t/f牛需要定期维护。与该维护相关联的劳动力和停车时间增加了CSTR的^f乍成本。但是，即使进行定期维护，CSTR中采用的才M成搅拌系统M易出JJ^;a成故障，并JU至i^目对短的时间可能需要更换。鼓^^荅^器提供了CSTR和其它才M成搅拌型氧化^I器的一种有吸引力的替换方式。鼓泡塔^器提供了^介质的搅拌，不需要昂贵和不可靠的枳械设备。鼓;^荅^器通常包括其中含有^I介质的伸长的立iC^区。^区中于才W成搅拌型反应器来说，这^^鼓^t荅反i器中提供的自身^力搅拌P争低了投;#维护成本。另夕卜，与鼓:^荅^I器相关的，鉢上不存^M多动的才M成部件提供了相对于才;a成搅拌型^器更加不容易出iJO^成故障的氧化系统。当在传统氧化^JSH(CSTR或鼓^t荅)中进行对-二曱苯的斜目部分氧化时，有相对高浓度的杂质(例如4^^^^曱醛'、;:曱苯曱酸、芴s同、，和;它发色体)，使得其不适宜作为生产PET的进料。由此,通常将传统氧化反应器中生成的CTA进行纯化工艺，将CTA转化为适用于生产PET的纯4树笨二曱酸(PTA)。一种用于将CTA转化为PTA的典型纯化方法，包括下列步骤(l)用K置换含有CTA的浆料的母液，(2)加热CTA/水浆料，以将CTA溶解于水中，(3滩化氩化CTA/水溶液，由此将杂质转化为更期望的和/或容易分离的^^4勿，(4)通过多l^吉晶步^/人氬化的溶液中^it^得的PTA，和(5)/A^余液体中分离结晶的PTA。虽然有效，但是这类传统纯化方法可能是非常昂贵的。导致传统CTA纯化方法的高成本的各种因素包括例如，皿CTA溶解于水所需的热能，氩化所需的催化剂，氬化所需的氢气流，由于一些对苯二曱酸的氲化而导致的产率(yidd辦失，和多^i吉晶所需的多个容器。由此，期望提^-种氧化系统，其能够生产可以无需热量促进的溶解于水、氬化和/或多级结晶就可以纯化的CTA产物。发明目的由此，本发明的目的是，提^""种更有效的和更经济的液相氧化系统。本发明的另一目的是，提fr-种用于对-二甲^N催化部分氧化为对^"曱酸的、更有效的和更经济的反应器和方法。本发明的仍另一目的是，揭:供一种鼓泡i荅反应器，其M杂质形成较少的改进的液相氧化絲。本发明的仍另一目的是，提^-"种用于制备纟树仁曱酸(PTA)的、更有效的和更经济的系统，其通过液相氧^^-二曱苯命W射且制对苯二曱酸(CTA)并且随后将CTA纯化为PTA。本发明的另一目的是，提^-"种用于氧^^-二曱苯和生产CTA产品的鼓^^荅^I器，其負g够无需加热^iiCTA溶解于水、氬^i^解的CTA、和/或多步结晶氢化的PTA^ii行纯化。应当指出的是，如所附权利要求所限定的本发明的范围，并非局限于能够实现所有上述目的的方法或设备。而是，所要求的本发明的范围可以包含未实现4^或任意上述目的的多种系统。在阅读下列详细说明和附图的勤出上，本发明的其它目的和优点对于本领域技^A员来说将是容易显而易见的。
发明内容本发明的一种实施方案涉及一种用于制造多元羧酸组合物的方法，所述方法包括以下步骤(a)使第一部分的多相反应介质在外部反应容器中限定的第一反应区中进行氧化；(b)使第二部分的多相反应介质在内部反应容器中限定的第二反应区中进行氧化，其中内部反应容器至少部分设置在外部反应容器中；和(c)从所述第二反应区中取出所述反应介质的至少一部分的桨料相用于随后的下游加工处理。本发明的另一实施方案涉及一种鼓泡塔反应器。鼓泡塔反应器包括外部反应容器和内部反应容器。内部反应容器至少部分设置在外部反应容器反应,区限定:内部反应$^器内、部。°°内部;反应容器j定J个i口多;直接开口，其提供了第一和第二反应区之间的直接的流体相通。内部反应容器具有最大高度(Hi),并且引导开口所限定的总开口面积的小于约50%距内部反应容器的顶部间隔大于约0.5Hi。下面参照附图详细描述本发明的伏选实施方案，其中图i为依据本发明一种实施方案构造的氧化^器的柳w见图，特别;^y苗述了将进料、氧化剂、和回Wu4勿流引A^器，^器中存在多相^JS介质，和分别/A^jS器顶部和底部提取气体和浆料；图2为沿着图3中线2-2获得的鼓泡塔^I器底部的放大的剖面侧视图，特别^M苗述了用于将氧化剂物流引X^应器的氧化剂喷雾器的位置和构造；图6为鼓泡塔^器底部的放大的侧视图，特别^y苗述了用于在多个纵向间隔的位置将进#4勿流51器的系统；图7为沿着图6中线7-7获得的剖面俯视图，特别iW苗述了图6中所示的进料引入系统如何将进料物流分布于优选的放射状进料区(FZ)和一个以上的方位象PMQ1、Q2、Q3、Q4)中；图8为类似于图7的剖面俯-见图，但是描述了用于将进对衬勿力tit料到^J^器中的替换方式，采用各自具有多个小i^H"口的卡口管；图9为替换系统的等^L4由图，该系统用于在多个纵向间隔的位置将进^4勿流引M应区，无需多个容器贯穿(penetration)，特别^y苗述了进料分布系统可以至少部分地支撑在氧化剂喷雾器上；图10为图9中所示单贯穿进料分布系统和氧化剂喷雾器的4鄉f见图11为沿着图10中线11-11获得的剖面俯视图，且进一步描述了支撑在氧化剂喷雾器上的单贯穿进料分布系统；图26为含有多相M介质的鼓泡塔^1器的侧视图，特别^y苗述了理论上将^介质分割为30个等体积的水平分层，由jtb^^I介质中量化一定的梯度；图27为含有多相A^介质的鼓泡塔A^器的侧视图，特别;W苗述了第一和第二离散的20%连续体积的^1介质，其具有J^Ui不同的氧浓度和/或^IU4率；图28A和28B为依据本发明一种实施方案生产的粗制对^甲酸(CTA)^贞粒的放大图，特别;iy苗述了每个CTA颗粒为由多个木^t^吉合的CTA亚4贞粒组成的低密度、高表面积颗粒；图29A和29B为传统生产的CTA的放大图，特别:^y苗述了传统的CTA颗粒比图28A和28B的本发明CTA颗粒的颗粒尺寸更大、密度更高、和表面积更小；图；和、、、朴一力、，、'，、日*图31为依据本发明的一种实施方法来制备PTA的方法的简化工艺流程图详细i兌明本发明的一种实施方案涉及可氧化的^^物的液相部分氧化。该氧^^L选i4^一个或多个搅拌^I器中所含的多相^介质的斜目中进行。适宜的搅拌反应器包括，例如，气泡搅拌型^JS器(例如鼓泡塔^器)、才M成搅拌型^器(例如连续搅拌槽^器)、和流动搅拌型^J^器(例如射^^器)。在本发明的一种实施方案中，该液相氧化是使用至少一个鼓;^荅反应器进行的。如本文中所4錢的那样，术语"鼓泡塔a器"表示用于促进多相碧介质中化学^JI的^器,其中^介质的4餅主要通过气;^/A^介质中向Jii^动来提供。如本文中所^J]的那样，术语"搅拌"表示消井U'j^JI介质中的导致流体流动和/或混合的作功。如本文中所使用的那样，术语"大部^(majority)"、"主要地(primarily)"和"主要为(predominately)"表示大于50%。如本文中所使用的那样，术语"才M成搅拌"应表示通过刚性或柔性元件相对于^JS介质或者在其中的物理运动而导致的^Jl介质的搅拌。例如，才M成搅拌可以通过位于^Jl介质中的内部搅拌器、桨、振动器、或声学隔膜(acousticaldiaphragm)的旋转、摆动和/或振动来提供。如本文中所^JI3的那样，术语"流动搅拌"表示^介质中一种或多种流体的高速注射和/或再循环而导致的a介质的搅拌。例如，流动搅拌可以通过*觜、射流器和/或喷射器来提供。在本发明的伏选实施方案中，氧化期间小于约40。/。的鼓^t荅反应器中的反应介质的搅拌通过才A^^/或流动搅拌来提供，更伊^i也小于约20%的搅拌通过才/L^^口/或流动搅拌来提供，最伊逸i也小于5。/。的搅拌通过才A^^口/或流动搅拌来提供。伊^i也，氧化期间赋予多相^介质的才;M^N或流动搅拌的量小于约3千JL/立方米^I介质，更伊Ci^也小于约2千IL/立方米，和最伊Ci^t也小于1千^L/立方米。J脉参照图1，描述伊逸的鼓^^荅^I器20,其包括具有A^段24和脱离段26的容器壳体22。^段24限^^S区28,同时脱离段26限^ft离区30。通itii料入口32a、b、c、d将主要为液相的进料物流引A^区28。通过位于反应区28下部中的氧化剂喷雾器34将主要为^目的氧化剂物流引A^应区28。液相进^H勿^^气i目氧化剂物流在反应区28中共同地形成多相^Jl介质36。多相M介质36包含液相和^i目。更^iti也，多相^Jl介质36包含具有固相、液相和^目组分的^f目介质。^介质36的固相组分^Li^地由于在^J^介质36的液相中进行的氧化反应的作用而沉i絲反应区28中。鼓泡塔反应器20包括位于M区28底部附近的浆料出口38和处于脱离区30顶部附近的气体出口40。包含^介质36的液相和固相组分的浆料流出物通iti^料出口38/A^应区28中取出，同时主要为气态的流出物通过气体出口40乂m离区30中取出。通过进料入口32a、b、c、d引入鼓^^荅反应器20的液相进料物流伊Ci4i也包含可氧化的^^f勿、溶剂和催化剂系统。存在于液相进#4勿流中的可氧化的^^f勿优i^也包含至少一个烃基。更优选地，该可氧化的^^物为芳族^^物。仍更伊Ci^i也，该可氧化的^/^物为具有至少一个连接的烃M者至少一个连接的取代的烃M者至少一个连接的杂原子或者至少一个连接的狻酸官能团(-COOH)的芳族^^物。甚至更伊Ci^i也，该可氧化的化合物为具有至少一个连接的烃基或者至少一个连接的取代的经基的芳族^f^4勿，其中每个连接的基团包含1-5个石1^子。仍更伊Ci^也，可氧化的4^物为具有正好两个连接的基团的芳族^^物，其中每个连接的基团包含正好一个碳原子且由曱^l^p/或取代的曱差^V或至多一个羧酸基团组成。甚至更伊Ci4i也，可氧化的化合物为对-二曱苯、间-二曱苯、对-曱苯甲醛、间-曱苯甲醛、对-甲苯甲酸、间-甲苯曱酸、和/或乙醛。最伊Ci4i也，可氧化的4b^物为对-二甲苯。本文中所定义的"烃基"为仅仅键合于氬原子或其它碳原子的至少一个,1^子。本文中所定义的"取代的烃基"为键合于至少一个杂原子和至少一个氬原子的至少一个碳原子。本文中所定义的"杂原子"为碳和iL^子"卜的所有原子。本文中所定义的芳族^^4勿包括芳环，伊Ci^也具有至少6个碳原子，甚至更优i^M又具有作为环部分的碳原子。该芳环的适宜实例包括但并不限于苯、联笨、三联苯、萘和其它石1^稠合芳环。如果液相进^K勿流中存在的可氧化的^^4勿为常规固体^^^勿(即，在标准温度和压力下为固体)，伊速该可氧化的^^4勿当引Mi^区28中时M上溶解于溶剂中。伏选该可氧化的化^4勿在大气压下的沸点至少为约50°C。更伊逸地，该可氧化的^/^物的沸点为约80-约400。C，并iL^伊逸地为125-155°C。液相进料中存在的可氧化的^^物的量伊。逸为约2-约40wf/o,更伊逸为约4-约20wt%，最伊速为6-15wt%。Jj^要注意的是，液相进料中存在的可氧化的化洽物可以包含两种或者多种不同的可氧化的化学品的组合。这些两种或多种不同的化学材料可以在液相进料物流中混合进料或者可以在多个进料物流中分别进料。例如，可以通过单一的入口或多个独立的入口将包含对-二曱苯、间-二曱苯、对-曱苯曱醛、对-曱苯甲酸和乙醛的可氧化的^^4勿进料到反应器中。液相进料物流中存在的溶剂优选地包含^i且^7jc组分。优选地，液相进12料物流中存在的溶剂的浓度范围为约60-约98wt%,更伊。逸为约80-约96wt%,最优选为85-94wt%。该溶剂的酸组分伊^±要地为具有l-6个碳原子、更伊述2个碳原子的有积4氐^量#^酸。最优选地，该溶剂的酸组分主要地为乙酸。优选地，酸组分至少占该溶剂的约75wt%，更优选至少占该溶剂的约80wt°/o，最优选占该溶剂的85-98wt0/。，^J:主要地为水。引Xl支;^荅^Jl器20中的溶剂可以包括少量杂质，例如对-甲苯曱l^(para-tolualclehyde)、对t甲醛、4^_^苯甲^(4《BA)、苯曱酸、对-曱苯曱酸、对-曱苯曱斷am-toluicaldehyde)、a-溴-对-甲苯曱酸、间苯二曱酸、邻苯二曱酸、偏苯三酸、多芳烃和/或悬浮颗粒。优选地，引Al支;^荅^器20中的溶剂中的杂质总量小于约3wt%。液相进料物流中存在的催化剂系统伊逸为均质的、液相催化剂系统，其能够^ii可氧化的^/^4勿的氧化(包^^分氧化)。更伊Ci4i也，该催化剂系统包括至少一种多价i^度金属。仍更伊遞地，该多价i^度金属包括钴。甚至更^i^也，该催化剂系统包括钴和溴。最伊Ci4i也，该催化剂系统包括钴、溴和锰。当催化剂系统中存在钴时，优选液相进^K勿流中存在的钴的量使得^JI介质36的液相中钴的浓度##在约300-约6000份/百万(重量)(ppmw)，更优选为约700-约4200ppmw，最伊逸为1200-3000ppmw。当催化剂系统中存在溴时，优选液相进料物流中存在的溴的量使得^JI介质36的液相中溴的浓度〗M在约300-约5000ppmw,更优选为约600-约4000ppmw，最^Li^为900-3000ppmw。当催化剂系统中存在锰时，伊逸液相i^村勿流中存在的锰的量使得^介质36的液相中锰的浓度J緣在约20-约1000ppmw,更伊逸为约40-约500ppmw,最^Li^为50陽200ppmw。上面提供的、A^介质36的液相中钴、溴和/或锰的浓^A^于时间平均和体积平均表示的。本文中所使用的术语"时间平均"应表示在至少IOO秒的连续时间内同等进行的至少IO次测量的平均。本文中所使用的术语"体积平均"应表示在整个一定体积内在均匀的三维间距处进行的至少10次测量的平均。引A^应区28中的催化剂系统中钴与溴的重量比(Co:Br)^i逸为约0.25:1-约4:1，更优逸为约0.5:1-约3:1，最伊遞为0.75:1-2:1。引A^应区28中的催化剂系统中钴与锰的重量比(Co:Mn,逸为约0.3:1-约40:1，更伊逸为约5:l-约30:1，勤絲为10:1-25:1。引入鼓泡塔反应器20中的液相进^K勿流可以包括少量杂质，例如甲苯、乙苯、对-曱苯甲醛、对苯二曱醛、4"^苯曱醛(4-CBA)、苯曱酸、对-曱苯曱酸、对-甲苯甲醛、a-溴-对-曱苯曱酸、间苯二曱酸、邻笨二曱酸、偏苯三酸、多芳烃和/或悬浮颗粒。当鼓^t荅反应器20用于生产对苯二曱酸时，间-二曱#邻-二曱苯^y皮认为是杂质。伊Ci^也，引Al支^^荅^器20中的斜目进并抖勿流中的杂质总量小于约3wt%。虽然图l描述了这样的实施方案其中可氧化的^/^物、溶剂和催化剂系统';t曰^^在一^并作为单一的进料物流引入鼓泡塔反应器20中，但是在本发明的备选实施方案中，可氧化的^^4勿、溶剂和催化剂可以分别被引Al支;^荅^器20中。例如，可以通过与溶剂和催化剂入口^f的入口将纯的对-二曱^^勿^ii料到鼓泡塔反应器20中。通过氧化剂喷雾器34引入鼓^i荅反应器20的、主要为^i目的氧化剂物流包含^^(02)。伏选地，该氧化剂物流包含约5-约40molo/。的分子氧、更伊述约15-约30mol。/。的分子氧、最伊逸18-24moP/。的W氧。^i^该氧化剂物流的^J:主要地由对氧化呈惰性的一种或多种气^K如氮气)组成。更伊^4地，该氧化剂物流i^^上由^^氧和氮气组成。最伊Ci^也，该氧化剂物流为千燥空气，其包含约21mol。/o的^^氧和约78-约81mol。/o的氮气。在本发明的备选实施方案中，该氧化剂物流可以包含^^上纯净的氧。再次参照图1,鼓;^荅反应器20优^^JJ己有位于^介质36的上表面44之上的回流分布器42。回流分布器42可以经操作以通过本领域爿W口的任意微滴形成方式将主要为液相的回^u4勿^f鼓滴引AM^离区30。更伊Ci^也，回流分布器42形成朝下指向^Jl介质36的Ji4面44的微滴喷雾。伊^i也，这种微滴的向下喷雾作用(affect)(即4l^(engage)和影响(influence))脱离区30的最大7JC平横截面积的至少约50%。更伊Ci^也，该微滴喷雾作用脱离区30的最大水平横截面积的至少约75%。最伊逃也，该微滴喷雾作用脱离区30的最大水平横截面积的至少约90%。这种向下的液体回流喷雾可以有助于防ih^a介质36的Ji^面44处或^Ji^泡，并且也可以有助于在流向气体出口40的向上运动的气体中夹带的任意液体或浆料微滴的脱离。另夕卜，该液体回流可以用于I^蔣在于通过气体出口40乂m离区30中取出的气态流出物中的颗粒和可能:^定的^^4勿(例如溶解的苯曱酸、对-曱苯曱酸、4-CBA、对苯二甲酸和催化剂金属盐)的量。另夕卜，回济u^效滴弓1AM^离区30可以通过蒸馏作用用于调节通过气体出口40取出的气态流出物的组成。通过回流分布器42引Ai支泡塔A^器20的液体回流物流^i也大约具有与通itii^牛入口32a、b、c、d引Xl支;&荅^器20的液相进泮衬勿流的溶剂组分相同的组成。由此，伏逸地，液体回流物流包^i且分和水。回伊u4勿流的酸《且分伊遞为具有1-6个石1^、子、更伊逸2个石1^子的低^^量有才A^酸。最伊Ci^也，该回流物流的酸组分为乙酸。优逸t也，该酸组分占该回流物流的至少约75wf/0,更伊Cii占该回^i4勿流的至少约80wt0/0，最伊逸占该回^4勿流的85-98wt0/0,M为水。由于该回^4勿流通常具有与液相进料物流中的溶剂i^目同的组成，所以当本说明书提到亏1器的"4^溶剂"时，该"^溶剂"应包4射亥回^4勿^^该进对M勿流的溶剂部分二者。在鼓泡塔反应器20中的液相氧化期间，优选将悉阡、氧化剂和回^4勿^J^本上连续地引A^区28,同时将气体和浆料流出物:;jtt^上连续^MA^I区28中取出。本文中所^J]的术语"1^^上连续地"应表示为被小于10^4中间隔的至少10小时的周期。氧化期间，优逸地，以至少约8000kg/小时、更伊逸约15,000-约200,000kg/小时、仍更优选约22,000-约150，000kg/小时、最优选30,000-100，000kg/小时的速率将可氧化的^^4勿(例如对-二曱苯)i4Ui连续地引M应区28。虽然，通常^Li^也，i^的ii并牛、氧化剂和回流物流的流iii4^上是稳定的，但是^L^要注意的是，本发明的一种实施方案考虑了脉沖调制所述i^的进^l"、氧化剂和/或回流物流，由此改进^給和传质。当以脉沖输送方式引入进入的进料、氧化剂和/或回流物流时，优选地它们的流速在本文中所述的稳态流速的约0-约500%^内、更伊^t本文中所述的稳态流速的约30-约200%之内、最伊Ci^本文中所述的稳态济ii4的80-120%^内变化。鼓泡塔氧化反应器20中的平均空时速率(STR)定义为每单位时间每反应介质36#^立体积进料的可氧化的^^4勿的质量(例如每立方米每小时进料的对-二曱苯的千克数)。在常规用法中，通常在计算STR之前，/Ait^牛物流中可氧化的4^物的量中减去未转化为产物的可氧化的4^物的量。但是，对于本文中很多伊逸的可氧化的^^勿(例如对-二曱苯)来说，转化率和产率通常较高，而适当地如上所述定4文中的术语。特别地，出于投资成^pit行库存的考虑，通常优选以高STR进行^JI。但是，在it^斤增高的STR下进行^可能影响部分氧化的质量或产率。当可氧化的4b^4勿(例如对-二甲苯)的STR为约25kg/立方^小时-约400kg^立方^小时、更优选约30kg/立方^小时-约250kg/立方^小时、仍更优选约35kg/立方iH/小时-约150kg/立方iM小时、最优选40kg/立方^/小时-lOOkg/立方^小时时，鼓泡塔反应器20是特别有用的。鼓泡塔氧化反应器20中的氧-STR定义为每牟f立时间每^介质36单位体积消耗的分子氧的重量(例如每立方米每小时消耗的分子氧的千克数)。特别地，出于投资成#溶剂的氧化消耗的考虑，通常伊遞以高氧-STR进行^J^。但是，在逐渐增高的氧-STR下进行A^最终斷氐部分氧化的质量或产率。不受理论限制，似乎这点可能与衬^/人^i目到絲面区域的液体和由》biiA^主体液体的传itil率相关。过高的氧-STR可能导ltgji介质的主体液相中溶解的氧^:过低。如f呈的平均氧-STR在本文中定义为^#^立时间在^介质36的4^p体积中消耗的所有氧的重量(例如每立方米每小时消耗的M氧的千克数)。当4^f呈的平均氧-STR为约25kg/立方^小时-约400kg/立方^小时、更伊逸约30kg/立方^/小时-约250kg/立方i(l/小时、仍更伊逸约35k^立方iK/小时-约150kg/立方^小时、最伊逸40kg/立方^小时-100kg/立方^小时时，鼓泡塔反应器20是特别有用的。在鼓泡塔反应器20中的氧化期间，优i4^M夺^溶剂(来自进并沐回;M勿，jtn者)的质量流速与iiA^应区28的可氧化的^^物的质量流速的比值##在约2:1-约50:1，更伊逸约5:l-约40:1，最伊逸7.5:1-25:1。伏选地，作为进泮衬勿流一部分S1入的溶剂的质量流速与作为回流物流一部分《1入的溶剂的质量流速的比值j^^在约0.5:1-无论什么时候都无回流物流流动，更伊逸约0.5:1-约4:1，仍更艇约1:1國约2:1，最舰1.25:1-1.5:1。在鼓泡塔^器20中的液相氧化期间，优i4i也引Al支^t荅^jS器20的氧化剂物流的用量提供稍孩魄过所需化学计量氧的分子氧。对于特定可氧化的^^物的最佳结果来说所需的过量分子氧的量影响了该液相氧化的整体经'务l"生。在鼓:^荅反应器20中的液相氧化期间，优选氧化剂物流的质量流速与ii^应器20的可氧化的有机化合物(例如对-二甲苯)的质量流速的比值保持在约0.5:1-约20:1,更优选约l:l-约10:1,最伊逸2:1-6:1。再次参照图l，引^l支;^荅^器20的进料、氧化剂和回伊b4勿流-"^形成至少一^分多相^1介质36。^介质36伊逸为包含固相、液相和^目的^目介质。如上所述，可氧化的^/^4勿(例如对-二曱苯)的氧化主要在^介质36的液相中进行。由此，^Z介质36的'斜目包含溶解的氧和可氧化的^^物。鼓泡塔^器20中发生的氧化^的放热特性导lH絲itii料入口32a、b、c、d引入的溶剂(例如乙酸和7jc)沸腾/气化。由此，^J^器20中^介质36的^i目主要地由气化的溶剂和未溶解的、a应部分的氧化剂物流形成。一些现有4支术的氧化反应器采用了换热管/散热片^口热或^P^I介质。但是，这种热交换结构在本发明反应器和本文中所述的方法中可能是不期望的。由此，优选地，鼓泡塔反应器20差^Mi不包括接触^介质36的且显示时间平均热通量大于30000IL/平方米的表面。另夕卜，优逸l也，小于约50%的^1介质36的时均^热通过热交4^4面取出，更伊Ci4i也小于约30%的^!热通过热交4錄面取出，和最伊Ci^i也小于10。/o的^热通过热交换表面取出。^介质36的液相中溶解的氧的浓度为从^f目传质的速率与液相内消^it率之间的动态平^t(即，其并非仅由供给的^i目中分子氧的分压来设定，但是这是溶解的氧的供给速率中的一种因素并且其的确影响了溶解氧的浓度上限)。溶解氧的量局部变化，靠近气泡界面处较高。通常，溶解氧的量取决于反应介质36的不同区域中供给与需求因素的平衡。瞬时地，溶解氧的量取决于相对于化学品消耗速率的气体和液体混合的均匀性。在设计以适当地在A^介质36的液相中佳j^解氧的供给与需求匹配时，伏选^^介质36的液相中时间平均和体积平均的氧浓度##高于约lppm摩尔，更伊逸约4-约1000ppm摩尔，仍更优选约8-约500ppm摩尔，最伊速12-120ppm摩尔。鼓泡塔反应器20中进行的斜目氧化^I伊逸地为形成固体的沉^^应。更伊Ci^i也，鼓泡塔反应器20中进行的液相氧化导致至少约10wt。/o的引A^应区28的可氧化的^^4勿(例如对-二曱苯)在^Jl介质36中形成固体^^f勿(例如粗制对笨二甲酸颗粒)。仍更伊Ci4i也，该斜目氧化导致至少约50wty。的可氧化的^^4勿在^I介质36中形成固体^b^物。最伊Cj4地，该液相氧化导致至少90wt。/。的可氧化的^^4勿在^I介质36中形成固体^^4勿。伊Ci^也，録介质36中固体的总量大于约3wt%,基于时间平均和体积平均。更伊Ci^也，保持^介质36中固体的总量为约5-约40wt%,仍更伊逸约10-约35wt%，最优选为15-30wt%。优选地鼓泡塔反应器20中生成的氧化产物(例如对苯二曱酸)的绝大部分(substantialportion)以固体形式存在于^Jl介质36中，相对;^^^^分溶解于反应介质36的斜目中。存在于^I介质36中的固相氧化产物的量伊Ci^也为^I介质36中^氧化产物(固相和液相)的至少约25wt%，更优选为^I介质36中全部氧化产物的至少约75wt%,最优选为反应介质36中4^P氧化产物的至少95wt%。上i^t于^介质36中固体量所提供的数值范围应用于在1^^上连续的时间段内鼓泡塔20的差j^上稳态的操怍,并不应用于鼓泡塔反应器20的启动、停车或次最佳的才喿作。A^介质36中的固体量通过重量分析法来测量。在该重量分析法中，/A^I介质中取出^A性部分的浆料并称重。絲步&也^#存在于^介质中的4r^固-液分配的^f牛下，通过沉P争或过滤将自由液体从固体部分中有岁&也除去，不损失沉淀的固体且使小于约10%的初始液体物质与固体部分"^^ij余。将固体上剩余的液M岁&也蒸发至干，不使固体升华。将剩lHP分的固^#重。固体部分的重量与浆料的原始部分的重量之比为固体的分数，通常以百分比表示。鼓泡塔^器20中进行的^it^可能导致一些接触^介质36的刚性结构表面上的结垢(即固体聚集)。由此，在本发明的一种实施方案中，优选地，鼓》'^荅^J^器20l^Ji^^I区28内不包含内部热交换、搅拌或折伊u(baffling)结构，因为这些结构将容易结垢。如果反应区28中存在内部结构时，期望it^具有包4舌大量向上朝向的平面表面区域的夕卜表面的内部结构，因为这些向上朝向的平面表面特别容易结祐。由此，如果a区28内存在4封可内部结构时，伊逸地,J、于约20%的该内部结构全部向上朝向的暴露的外表面区域由差4^上平面的表面形成，该表面倾斜于水平面小于约15度。具有这种构造的内部结构在本文中称为具有"非结祐"构造。再次参照图1,鼓泡塔反应器20的物理结构有助于提供可氧化的^^^勿(例如对-二曱苯)的优化氧化，生成最少的杂质。优逸地，容器壳体22的细长的反应段24包括^上圆柱形主体46和^t48。^JI区28的上端由跨越圆柱形主体46的顶部延伸的水平面50卩艮定。反应区28的下端52由底盖48的最低内表面限定。通常，反应区28的下端52位于靠近用于浆料出口38的开口。由此，鼓泡塔反应器20内所限定的伸长的反应区28具有沿着圓柱形主体46伸长的轴向、/A^应区28的顶端50到下端52测量的最大长度"L"。反应区28的长度"L"伊逸为约10-约100m，更伊述约20-约75m，最伊逸25-50m。反应区28具有通常等于圆柱形主体46的最大内径的最大直径(^1)"D"。反应区28的最大直径"D"伊逸为约1-约12m，更伊逸约2-约10m,仍更伊CJ逸约3.1-约9m,最伊CJ逸4-8m。在本发明的伏选实施方案中，反应区28的长径比"L:D"比值为约6:1-约30:1。仍更伊Ci4i也，反应区28的L:D比值为约8:1-约20:1。最伊Ci^也，M区28的L:D比值为9:1國15:1。如上所讨论的那样，鼓泡塔^器20的^Jl区28接收多相^介质36。^!介质36具有与反应区28的下端52重合的底端和位于Ji4面44处的顶端。沿着水平面限^JS介质36的上表面44，该7K平面在其中反应区28的内含物从M目连续状态转变为液相连续态的垂直位置横^A应区28。上表面44伏i4i也位于其中^区28的内^f勿的薄水平片段的局部时间平均气体滞留量为0.9的垂直位置。^JI介质36具有在其上端与下端之间测量的最大高度"H"。^介质36的最大宽度"W"通常等于圆柱形主体46的最大直径"D"。在鼓泡塔反应器20中的液相氧4匕期间，伏ii^k/使H係^r在L的约60-约120%,更伊逸L的约80-约110%,最优选L的85-100%。在本发明的伊逸实施方案中，a介质36的高宽比"H:W"比值大于约3:1。更伊逸地，^Jl介质36的H:W比值为约7:l-约25:l。仍更优选地，a介质36的H:W比值为约8:l-约20:1。最伊Ci4i也，^介质36的H:W比值为9:1-15:1。在本发明的一种实施方案中，L-H和D-W，使得本文中对于L和D提供的各种尺寸或比值M用于H和W，反之亦然。才財居本发明实施方案提供的相对高的L:D和H:W比值可以有助于本发明系统的;W重要优点。如下进一步详细讨论的那样，已发现，较高的L:D和H:W比值，以及一些下面所讨论的其它特征，可以^Ji^jS介质36中Wll^V或可氧化的^^勿(例如对-二甲苯)的有益的垂直浓度梯度。与伊^)J处浓度相对均一的良好混合的^介质的传统知i。4目反，已发现，缺/或可氧化的化^4勿浓度的垂直分段促进了更有效的和更经济的氧化反应。使靠^JI介质36顶部的氧和可氧化的^^[勿浓度最小化，可以有助于it^通itJi部气体出口40的^J^!^p^Jl可氧化的^^4勿的损失。但是，如果整个^介质36内可氧化的化合物和未反应氧的浓度较低时，那么氧化的速率和/或选择性就被P争低。由此，伊Ci^也，靠i^jS介质36底部的M^V或可氧化的^^勿的浓度大大高于靠il^I介质36顶部的i农度。另外，高L:D和H:W比值导lt^I介质36底部的压力大大高于^介质36顶部的压力。这种垂直压力梯度源于^I介质36的高度和密度。这种垂jla力梯度的一种优点在于，相对于在务他情况下在浅薄反应器中拟目当的温度和塔顶压力下可以实现的象j^解JL和传质,容器底部升高的压力推动了更大的ft^解度和传质。由此，可以在低于更浅薄容器中所需的温度下进^i亥氧化反应。当鼓泡塔M器20用于对-二曱苯部分氧化为粗制对仁甲酸(CTA)时，在具有相同或更好的氧传质速率下在较^AJI温度下才斜乍的能力具有许多优点。例如，对-二曱苯^^显氧化降低了反应期间燃烧的溶剂的量。如下进一步详细讨论的那样，^i显氧化也有利于形成小的、高表面积的、；^fi结合的、容易溶解的CTA颗粒，相对于通过传统高温氧化方法制得的大的、^f氐表面积的、致密CTA颗粒来说，可以对其进行更经济的纯^H^支术。在反应器20中的氧化期间，伏选地，保持^Jl介质36的时间平均和体积平均温度范围为约125-约200°C，更优选约140-约180°C,最伊述150-170。C。^介质36U的塔顶压力伏i^保持为约1-约20bar(barg),更伊遞约2-约12baig，最伊逸4-8barg。^i4i也，a介质36顶部和A^介质36底部之间的压差为约0.4-约5bar，更优选压差为约0.7-约3bar,最伊Ci4压差为l-2bar。虽然通常伊述将^介质36之上的塔顶压力保持叙目对恒定的数值，但是本发明的一种实施方案包括脉冲调节塔顶压力，由此^ii^Jl介质36中改进的〉'^^和/或传质。当脉沖调节塔顶压力时，伊ci^y永沖压力为本文中所述的稳态塔顶压力的约60-约140%，更伊逸为本文中所述的稳态塔顶压力的约85-约115%,最优选为本文中所述的稳态塔顶压力的95-105%。反应区28的高L:D比值的另一优点在于，其可以有助于^介质36的平均4Mii^的增力口。本文中对于^Jl介质36所4錢的术语"4Mii^"和"4^见气体i4;l"表示反应器中某一高处的^介质36的^i目的体积流速除以该高度处的反应器的水平横截面积。由高L:D比值的反应区28提供的升高的4;Jtt^可以^ii局部混/^和增加^Jl介质36的气体滞留量。在^I介质36的四^^^一高度、半高度和/或四分之三高度处，^jS介质36的时间平均^J^i^l伊Ci^也大于约03iK/秒，更伊Ci^也为约0.8-约5i(t/秒，仍更伊Ci4i也为约0.9-约4^/秒，最^!i^也为l攀3iK/秒。再次参照图1，鼓泡塔反应器20的脱离段26仅仅为直接位于^JZ段24之上的容器壳体22的加宽部分。当^目上升到^Z介质36的Ji4面44之上iU'J达气体出口40时，脱离段26I^f氐了鼓^^荅20中向上流动的^i目的i^。％N向Jii^变的这种降低有助于^ii在向上流动的^i目中夹带的液体和/或固体的除去，并且由此P争低了a介质36的液相中存在的一些组分的不期望的损失。脱离段26伊Ci^也包4錄失威头圓锥体型i^度壁54、常规圓柱形宽侧壁56和顶盖58。过渡壁54的窄下端连接于反应段24的圓柱形主体46的顶部。it^度壁54的宽上端连4妄于宽侧壁56的底部。优逸地，过渡壁54以相对于垂直方向约10-约70度的角度、更伊Cit相对于垂直方向约15-约50度的角度、最伊Cit相对于垂直方向1545度的角度从其窄下端向上和向外延伸。宽侧壁56具有最大直径"X"，其通常大于A^段24的最大直径"D",尽管当^S段24的上部直径小于反应段24的总最大直径时，那么X可以实际上小于D。在本发明的伏选实施方案中，宽侧壁56的直径与^I段24的最大直径的比值"X:D"为约0.8:1-约4:1，最伊述为1.1:1-2:1。顶盖58连接于宽侧壁56的顶部。顶盖58伏iti也为常Mi陏圆形头部元件,其限定容许气体通过气体出口40溢出脱离区30的中心开口。或者，顶盖58可以是各种形状，包括圆锥形。脱离区30具有^版应区28顶部50到脱离区30^Ji部测量的最大高度"Y"。^JS区28的长度与脱离区30的高度的比值"L:Y"伊逸的为约2:1-约24:1，更优选约3:l-约20丄最伊逸4:1-16:1。JM参照图1-5,现在将更详细地讨论氧化剂喷雾器34的位置和结构。图2和3显示，氧化剂喷雾器34可以包括环形元件60和一对氧化剂i^A导管64a、b。便利地，这些氧化剂i^v导管64a、b可以在环形元件60之上的高度处ii7v容器并且l^转为向下，如图2中所示。或者，氧化剂i^A导管可以在环形元件60之下或者在与环形元件60近^^目同的水平面上ii^器。每个氧化剂ii7v导管64a、b包^i^接于在容器壳体22中形成的各自氧化剂入口66a、b的第一端和流体连接于环形元件60的第二端。环形元件60伏逸地由导管、更伊逸多个直的导管段、最优选多个直的管道段形成，其刚性W皮jH^目连，由此形成管状多边形环。伏选地，环形元件60由至少3个直的管道段、更伊逸6-10个管道段、最优选8个管道段形成。由此，当环形元件60由8个管道段形成时，其通常具有/Vii形结构。伊Ci4i也，组成氧化剂ii^导管64a、b和环形元件60的管道段具有大于约0.1m、更伊J逸约0.2-约2m、最伊逸约0.25-lm的标称直径。可能最刑口图3中所描述的那样，优选地，基本上在喷雾器环60的上部部分中没有形成开口。可能最^4。图4和5中所示的那样，氧化剂喷雾器环60的底部呈现多个氧化剂开口68。伏it^y勾造氧化剂开口68，使得至少约1%由氧化剂开口68限定的总开口面积位于环形元件60的中线64(图5K下，其中中线64位于环形元件60体积质心高度处。更^iti也，至少约5%由4^氧化剂开口68限定的总开口面积位于中线64之下，其中至少约2%的总开口面积由以通常向下的方向在与垂直成约30度之内排出氧化剂物流的开口68卩艮定。仍更伊Ci^i也，至少约20%由4^P氧化剂开口68限定的总开口面积位于中线64之下，其中至少约10%的总开口面积由以通常向下的方向在与垂直成约30>1之内排出氧化剂物流的开口68卩艮定。最伊逸地，至少约75%由^(^氧化剂开口68卩艮定的总开口面积位于中线64之下，其中至少约40。/。的总开口面积由以通常向下的方向在与垂直成约30度之内排出氧化剂物流的开口68限定。由位于中线64之上的4^P氧化剂开口68限定的总开口面积的分数伊Ci^也小于约75。/。，更伊Ci^也小于约50%,仍更优选地小于约25%，最伊^1也小于5%。如图4和5中所示，氧化剂开口68包括向下的开口68a和斜的开口68b。构造向下的开口68a，由此以与垂直成约30度之内、更伊Ci^i也以与垂直成约15度之内、最^i^也以与垂直成5度之内的角度通常向下;W非出氧化剂物流。J脉参考图5，构造斜的开口68b,由此以与垂直成约15-约75度的角度"A"、更优逸地以与垂直成约30-约60度的角度A、最^i4地以与垂iL^40-50度的角度A通常向外且向下;^#出氧化剂物流。优逸地，M上4^氧化剂开口68具有近々:^目同的直径。氧化剂开口68的直径优选地为约2-约300mm，更^Li^为约4-约120mm,最^!i^为8"60mm。选择环形元件60中氧化剂开口68的总数以符合下面详述的^S降准则。伏选地，环形元件60中形成的氧化剂开口68的总凝丄少为约10,更伊0i4i也氧化剂开口68的总凄t为约20-约200，最伊Ci4i也氧化剂开口68的总数为40-100。虽然图l-5描述了非常异体的氧化剂喷雾器34的结构，m^要注意的是，可以采用多种氧化剂喷雾器结构来实现本文中所述的优点。例如，氧化剂喷雾器不必需要具有图1-5中所示的/Vii形环形元件结构。而是，氧化剂喷雾器可以由采用多个用于排放氧化剂物流的一定距离间隔的开口的任意流动导管结构来形成。流动导管中氧化剂开口的尺寸、数目和排^^r向伊Ci^脉上述范围之内。另外，伏选^y勾造氧化剂喷雾器，以提供上述分子氧的方位和径向分布。无论氧化剂喷雾器34的M结构如何，伊^i也，氧化剂喷雾器以这样的方式来物理构造和才辨使得与从流动导管(一个或多个)中排出氧化剂物流，通过氧化剂开口并排放到反应区中相关联的压降最小化。该压Fld!口下来计算，氧化剂喷雾器的氧化剂入口66a、b处流动导管内部氧化剂物流的时间平均静压减去反应区中在其中一半氧化剂物流在高于该垂直位置《1TOL—半氧化剂物流在低于该垂直位置引入的高度处的时间平均静压。在本发明的伏选实施方案中，与#化剂喷雾器中排出氧化剂物;;^目关联的时间平均压降小于约0.3兆帕(MPa),更优选地小于约0,2MPa,仍更伊逸地小于约0.1MPa,最伊逸t也小于0.05MPa。《ii4i也，可以用液体(例如乙酸、水和/或对-二曱苯)向氧化剂喷雾器344€供连续的或间歇的沖洗，由此防止氧化剂喷雾器被固体结垢。当采用这种液体沖洗时，优选地，使有效量的液体(即并不仅仅是可能自然存在于氧化剂物流中的液滴的最小量傳天至少一个一^t以上的周期通itll化剂喷雾器并JUAll化剂开口中流出。当,All化剂喷雾器34中连续;lM^定期;4t非出液体时，伊Ci^也，通过氧化剂喷雾器的液体的质量流速与通过氧化剂喷雾器的分子氧的质量流速的时间平均比值为约0.05:1-约30:1，或者为约O.l:l-约2:1，或者甚至为0.2:1-1:1。在许多含有多相^jS介质的传统鼓泡塔^器中，J^上所有位于氧化剂喷雾器(或者用于将氧化剂物流引A^应区的其它积4勾)下面的反应介质具有非常低的气体滞留量值。如本领域中公知的那样，"气体滞留量"只是气态下多相介质的体积分数。介质中低气体滞留量的区域也可以称为"未充气的"区域。在多种常^L^料鼓泡塔反应器中，^介质4^体积的绝大部分位于氧化剂喷雾器(或者用于将氧化剂物流引A^应区的其它枳4勾》之下。由此，存在于传统鼓泡塔反应器底部的绝大部分的^JS介质是未充气的。已发现，使在鼓泡塔反应器中进行氧化的^JS介质中未充气区的数量最'J、化可以使某类不期望的杂质生成最小化。^I介质的未充气区含有相对较少的氧化剂气泡。这种低体积的氧化剂气泡P^f氐了溶解到^I介质的液相中可获得的分子氧的量。由此，^介质的未充气区中液相具有较低浓度的分子氧。这些^JI介质的缺氧的、未充气区倾向于皿不期望的副反应，而不是期望的氧化^。例如，当对-二曱苯部分氧化以形威对苯二曱酸时，^JI介质液相中不足的氧的可得性可能导致形成不期望的高数量的苯曱酸和^^(coupled)芳环，特别地包括非常不期望的称为芴酮和蒽醌的显色分子。根据本发明的一种实施方案，在以使得具有低气体滞留量的^介质的体积分数最小化的方式构造和操作的鼓泡塔反应器中进行液相氧化。这种未充气区平:,錄i化。除了最高和最低的水平片i"卜，每个水平片段^在其侧面由反应器侧壁P艮制的且在其顶部和底部由虚构的水平面限制的离散体积。最高水平片片段在其顶部由虚构的水平面P艮制JL^其底部由容器的下端限制。一旦^介质已理论上被分为相等体积的2000个离"^7K平片段，可以测量每个水平片段的时间平均和体积平均气体滞留量。当采用这种量化未充气区数量的方法时,伊Ci^也，时间平均和体积平均气体滞留量小于0.1的水平片段的数目小于30,更伊速小于15,仍更伊逸小于6，甚至更伊逸小于4，最优选小于2。伏i^也，气体滞留量小于0.2的水平片段的数目小于80,更优选小于40,仍更优选小于20,甚至更伊述小于12,最伊逸小于5。优i^也，气体滞留量小于03的水平片段的数目小于120，更伊速小于80,仍更伊逸小于40，甚至更伊逸小于20,最伊逸小于15。再次参照图1和2,已发现，在反应区28中将氧化剂喷雾器34安置较<1^是供了/Uft优点，包括P^f氐了^介质36中未充气区的数量。假"&^介质36的高yl"H"、反应区28的长度"L"和反应区28的最大直径"D"，伏逸地，将大部^(即〉50wf/o)的氧化剂物伊u^^1区28下端52的约0.025H、0.022L和/或0.25D之内引A^区28。更伊Ci^也，将大部分氧化剂物Wu^^区28下端52的约0.02H、0.018L和/或0.2D之内引7^Jl区28。最^iti也，将大部分氧化剂物流在^区28下端52的0.015H、0.013L和/或0.15D之内引A^I区28。在图2中所示的实施方案中，反应区28下端52与氧化剂喷雾器34的上部氧化剂开口68的出口之间的垂li巨离"Y卩，小于约0.25H、0.022L和/或0.25D,使得J4Ui4^P氧化剂物流在反应区28下端52的约0.25H、0.022L和/或0.25D之内iiA^I区28。更伊Ci4i也，Y!小于约0.02H、0.018L和/或0.2D。最伊Ciii也，YrJ、于0.015H、0.013L和/或0.15D，但是大于0.005H、0.004L和/或0.06D。图2描述了位于其中容器壳体22的圆柱形主体46的底边与容器壳体22的椭圆形底盖48的顶边结合的位置的切线72。或者，底盖48可以是任意形状，包括圓锥形，且切线仍然定义为圓柱形主体46的底边。切线72与氧化剂喷雾器34的顶部之间的垂直距离"Y2"伊^J4至少为约0.0012H、0.001L和/或0.01D;更伊速至少为约0.005H、0.004L和/或0.05D;最伊逸为至少O.OIH、0.008L和/或O.ID。^区28下端52与氧化剂喷雾器34的下部氧化剂开口70的出口之间的垂彭巨离"Y3"伊Ci^l也小于约0.015H、0.013L和/或0.15D;更伊逸小于约0.012H、0.01L和/或0.1D;最伊逸小于O.OIH、0.008L、和/或0.075D,但是大于0.003H、0.002L、和/或0.025D。除了通过^^介质36中未充气区(即具有低气体滞留量的区域)最小^^是供的优点^卜，已发现，可以通过使整个^介质36的气体滞留量最大化来强化氧化。a介质36伊逸的时间平均和体积平均气体滞留量为至少约0.4，更优选为约0.6-约0.9,最优逸为0.65-0.85。几种鼓泡塔反应器20的物理和#^(乍特征有助于上面所讨论的高气体滞留量。例如，对于给定的^器尺寸和氧化剂物流流动来说，反应区28的高L:D比值产生较低的直径，其增加了^^h质36中的^Eii^，其反*增加了气体滞留量。另夕卜，即使对于给定的恒定4^J^！来说，鼓泡塔的实际直径和L:D比值/^口^f》响平均气体滞留量。另夕卜，最小化特别M应区28底部中的未充气区，有助于增加气体滞留量值。另夕卜，鼓泡塔反应器的塔顶压力和才/^成结构可以影响在高表^Li^变下的操作稳定性和本文中所公开的气体滞留量值。再次参照图l,已发现，可氧化的^^4勿(例如对-二曱苯)在^介质36中的改进分布可以通过在多个垂直间隔的位置将液相进料物流引A^应区28来提供。^i4i也，通处少3个进料口、更伊Ci4至少4个进料口将液相进料物流引入反应区28。本文中所使用的术语"进料口"表示其中将液相进并村勿沪ut非放到^区28中以与^Jl介质36混合的开口。伏i^地，至少2个进料口彼此垂直间隔至少约0.50，更优i^也至少约1.5D,最伊Citi也至少3D。但是，伏选地，最高的进料口与最低的氧化剂开口之间垂直间距不大于约0.75H、0.65L和/或8D;更优选不大于约0,5H、0.4L和/或5D;最伊Ci^i也不大于0.4H、0.35L和/或4D。虽然期望在多M直位置引入液相进料物流。但是也已经发现，如果大部分液相进料物流引A^I介质36和/il^应区28的下半部，则提供了可氧化的^b^f勿在^I介质36中的改进分布。伏逸地，至少约75wt。/o的液相进料物流引A^介质36和/it^应区28的下^。最优逸地，至少约90wty。的液相进料物流引A^I介质36和/iSl^区28的下半部。另夕卜，伊Ci^也，将至少约30wt%的液相进^4勿a^其中将氧化剂物流引A^jS区28的最低垂直位置的约1.5D之内引A^区28。将氧化剂物流引AA^区28的该最低垂直位置通常在氧化剂喷雾器底部；但是，本发明的优选实施方案考虑了多种用于将氧化剂物流引A^应区28的备选结构。优选地，将至少约50wtyo的液相进料在其中将氧化剂物流引A^jS区28的最低垂直位置的约2,5D之内引入。伊Ci^也，将至少约75wt0/0的液相进津衬勿《u^其中将氧化剂物流引A^JI区28的最低垂直位置的约5D之内引入。每个i^牛口限定通过^4非出进料的开口面积。伏i^也，至少约30%的4^进料入口的累积开口面积位于其中将氧化剂物流引X^区28的最低垂直位置的约1,5D之内。伊Ci^i也，至少约50。/。的4^pii^牛入口的累积开口面积位于其中将氧化剂物流引A^jS区28的最低垂直位置的约2.5D之内。伊0i^也，至少约75。/。的^进料入口的累积开口面积位于其中将氧化剂物流引A^应区28的最低垂直位置的约5D之内。再次参照图1，在本发明的一种实施方案中，进料入口32a、b、c、d仅为沿容器壳体22—侧的一连串垂直对准的开口。这些i^牛口伊Oi^也具有絲J^目似的小于约7cm的直径，更伊遞为约0.25-约5cm,最伊逸为0.4-2cm。鼓泡塔^器20伊Ci^也叙沐用于控制液相进料物^/人每个进料口中流出的济d4的系统。这种流动控制系统伊^i^也包括用于每个各自进料入口32a、b、c、d的各流动控制阀74a、b、c、d。另夕卜，伊Ci^也，鼓;^荅^器20翻沐能^^少-"^分液相进料物流以至少约2m/s、更伊逸至少约5m/s、仍更伊逸至少约6m/s、最伊逸8-20m/s的提高的入口^JJi^l被引A^区28的流动控制系统。本文中所使用的术语"入口表Mi4^"表示进料口流出的进谇牛物流的时间平均体积^ii除以进料口的面积。优选地，将至少约50wt。/。的进料物流以提高的入口Jj!ili4度引A^区28。最伊Ci4i也，将^^上^进泮衬勿流以提高的入口^^Jtt^引J脉参照图6和7,描述用于将液相i4^H"勿流引A^I区28的^^选系统。在该实施方案中，在四个不同的高度将进料物流引M应区28。每个高^S己有各自的进料分布系统76a、b、c、d。每个i^+分布系统76包括主进料导管78和歧管80。每个歧管80叙沐至少两个连接于各自&A导管86、88的出口82、84,所述^^导管86、88延伸到容器壳体22的反应区28中。每个^A导管86、88呈现用于将进泮衬勿济1#放到反应区28中的各自进料口87、89。进料口87、89优i^也具有14U^目似的小于约7cm的直径，更优选为约0.25-约5cm，最优选为0.4-2cm。优选地，每个进料分布系统76a、b、c、d的进料口87、89在直径方向Ji^目对设置，使得拟目^r向上将进泮村勿流引^^区28。另夕卜，伊遞地，相邻进料分布系统76的在直径方向Ji^目对设置的进料口86、88彼jtbf目对地旋转90>1^位。才辨时，液相进泮衬勿力^^A^进料导管78中并且^iiA^管80。对于通iti^料口87、89在^器20的相反侧上的同时引^L说，歧管80使进泮衬勿流均匀地分布。图8描述了备选结构，其中每个进料分布系统76装酉沐卡口管(bayonettube)90、92,而非^^导管86、88(如图7中所示)。卡口管90、92突出到^Jl区28中并且包括多个用于将液相进料排放到反应区28中的小进料口94、96。伊Ci4i也，卡口管90、92的小进料口94、96具有J^^Ji^目同的小于约50mm的直径，更伊Ci^为约2-约25mm,f:^J逸为4-15mm。图9-11描述了备选的进料分布系统100。进料分布系统100在多*直间隔的和侧向间隔的位置引入斜目进料物流，不需要多处穿透鼓^t荅反应器20侧壁。进料引入系统100通常包括单入口导管102、集管(header)104、多个直立式分布管106、横向支撑机构108和垂直支撑机构110。入口导管102穿透容器壳体22主体46的侧壁。入口导管102流体^i^接于集管104。集管104将从入口导管102中接收的进^K勿^^直立式分布管106之中分布均匀。每个分布管106具有多个用于将进#4勿^#放到反应区28的垂直间隔的进料口112a、b、c、d。横向支撑机构108连接于每个分布管106,且抑制分布管106的相对横向运动。垂直支撑机构110优it^i^接于4黄向支撑机构108和氧化剂喷雾器34的顶部。垂直支撑才M勾110;l^上抑制^区28中分布管106的垂直运动。伊Ci^也，进料口112具有^^Ji^目同的小于约50mm的直径，更伊速为约2-约25mm,最优选为4-15mm。图9-11中所示进料分布系统100的进料口112的垂直间距可以基本上等同于上述关于图1进料分布系统所述的。^i4i也，进料开口可以是延长的喷嘴而不是简单的孔。^i^也，一个或多个折力f濃置可以布置在流动导管外和在从其中离开iiA^Jl介质的流^^各径中。^i4i也，接近流动导管的底部的开口可以被确定大小以便连续^yur间萄fcKMA^目i^牛分配系统的内部排出固体。4链地，可以侵月才;a成工具如舌门组件、止回阀、过多的流动阀门、动力才钐从阀等，以便防止在才剩乍翻转期间固体的^或者从液相进料分配系统内部排出积累的固体。已发现，许多鼓泡塔M器中^介质的流型可以容许^j^介质中可氧化的^f^物的不均匀的方位(azimuthal)分布，尤其是当可氧化的^^4勿主要沿着反应介质的一侧S1入时。本文中所使用的术语"方位"表示围绕反应区细长的直立轴的角度或间距。本文中所^Jf)的术语"直立"应表示在垂直的45。之内。在本发明的一种实施方案中，含有可氧化的^^4勿(例如对-二曱苯)的进^M勿流通过多个方位间隔的进料口f1咸应区。这些方位间隔的进料口可以有助于预防^介质中极高和极低可氧化的^/^4勿浓度的区域。图6-11中所示的各种进料引入系统为提供了进料口的适当方位间距的系统的实例。再次参照图7，为了量化液相ii^Hf勿流以方位间距形式引A^介质，理论上可以将^I介质分为四个近^N等体积的直立方位象限"Q!、Q2、Q3、Q4"。这些方位象限"Q!、Q2、Q3、Q4，，由一对虚构的相交的正交垂直面"P,、P2"限定，该相交的正交垂直面在^介质的最大垂JJ^1和最大径向^1以外延伸。当反应介质含在圆柱形容器中时，虛构的相交的垂直面P!、P2的相交线将近如"也与圓柱体的垂直中^^目一致，并且每个方位象限Q!、Q2、Q3、Q4将为高度等于反应介质高度的通常楔形的垂直体积。优选地，将绝大部分可氧化的化合物通过位于至少两个不同方位象限中的进料口排放到^介质中。在本发明的优选实施方案中，将不超过约80wt。/。的可氧化的^^物通过可以位于单一方位象限中的进料口排放到A^介质中。更伊Ci4i也，不超过约60wt0/0的可氧化的^^f勿通过可以位于单一方位象限中的进料口排放到^JS介质中。最优选地，将不超过40wt。/。的可氧化的^^物通过可以位于单一方位象限中的进料口排放到a介质中。当方位象限成方位角定位使得最大可能量的可氧化的化^^勿被排放到方位象限之一中时，测量可氧化的4b^物的这些方位分布^H例如，如絲过两个彼》化方位上间距89度的进料口将4^进泮衬勿;^U非放到^介质中，为了确定四个方位象限中的方位分布，将100wt。/。的进^K勿流在单一方位象限中排放到^介质中，因为方位象限可以以使得两个进料口位于单一方位象限中的方式在方位上定位。除了与进料口的适当方位间^財目关的优点"卜，也已经发现，鼓泡塔a器中进料口的适当径向间距也可能是重要的。伊Oi^也，将绝大部分引X^介质的可氧化的^^物通过与容器侧壁向内地径向间隔的进料口排放。这样，在本发明的一种实施方案中，绝大部分的可氧化的^^物通过位于"优选的径向进料区"的i^H"口iiA^应区，所述伊逸的径向进料区从限^应区的直立侧壁向内地间隔。再次参照图7,优选的径向进料区"FZ"可以呈现理论直立的圓柱体形状，居于^区28中心且具有0.9D的外径"D。"，其中"D"为^I区28的直径。由此，在优选的径向进料区FZ与限^Ji!l区28的侧壁内侧之间限定了厚度为0.05D的外圆环"OA"。伊Ci^也，很少的或者无可氧化的^^4勿通过位于该外圓环OA的进料口而S1A^应区28。在另一种实施方案中，伊逸地，很少的或者无可氧化的^^4勿引入到^！区28中心。由此，如图8中所示。伏选的径向进料区FZ可以呈观居于反应区28中心的理论直立的圆环形状，具有0,9D的夕卜径D。，和具有0,2D的内径Dj。由此，在该实施方案中，从伊逸的径向i^牛区FZ的中心"切f^，直径0.2D的内圆柱IC。优选地，很少的或者无可氧化的^^物通过位于该内圓柱IC的进料口而引A^皮区28。在本发明的优选实施方案中，绝大部分可氧化的^^^勿通过位于伊逸的径向进料区的进料口而引A^介质36中，无"^i亥伊逸的径向进料区是否具有上述圓柱形或圆环形。更伊速地，将至少约25wf/o的可氧化的^^物通过位于优选的径向进料区的进料口排放到^介质36中。仍更伊Ci4地，将至少约50wt0/0的可氧化的^^4勿通过位于优选的径向进料区的进料口排放到^介质36中。最伊^4地，将至少75wtM的可氧化的化合物通过位于优选的径向进料区的进料口排放到雄介质36中。虽然参照液相进料物流的分布描述了图7和8中所示的理论方位象^^理i仑伊述的径向ii冲牛区，但是已发现，^i目氧化剂物流的适当方位和径向分布也可以提供一些优点。由此，在本发明的一种实施方案中，上面提供的液相进料物流的方位和径向分布的描述"^it用于其中将^i目氧化剂物流引A^介质36的方式。JM参考图12和13,举例说明了另一鼓^t荅^I器200,其具有^I器套^Jl器构造。鼓;^荅^器200包4舒卜部^jS器202和内部^器204,其中内部^I器204至少部^i殳置在夕卜部^器202内。在伊逸实施方案中，夕卜部和内部A^器202和204;U支;^t荅^I器。伊Ci^也，夕卜部A^器202包4舒卜部^Jl容器206和外部氧化剂喷雾器208，而内部^J^器204包括内部^容器210和内部氧化剂喷雾器212。虽然图12和13举例说明内部^jS容器210,如完全置于外部^容器206中，对于内部a容器210来说，有可能仅仅部分置于夕卜部^JI容器206中。然而，伊Ci^i也，至少约50、90、95或100%高度的内部^容器210位于夕卜部反应容器206。jM^卜，伏逸地，每个^J^容器的一^^^皮提高高于其它反应容器的一部分达外部^I容器的最大直径的至少约0.01、0.2、l或2倍。在本发明的伊逸实施方案中，夕卜部和内部^容器206和210各自包括具有4圆柱形构造的直立侧壁。伊述地，外部和内部^容器206和210的直立侧壁M上是同心的并且限定了其间的环。内部^容器210纵向/A^卜部^Jl容器206受到支撑，伊Cit^^要在各自容器的下部之间通过直立载体进行支撑。另夕卜，内部^容器210可以经由多个在夕卜部和内部^容器206和210的直立侧壁之间延伸的横向载体元件214由外部^Jl容器206来支撑。伊Ci^也，这种横向载体元件214具有非结祐构造，该非结垢构造具有最小的向上朝向的平面的表面，如前所限定的。虽然伊^l也，内部a容器210的直立侧壁J^^上是圓柱形的，对于内部反应容器210的直立侧壁的某些部分来说，可以相对于第二反应区218的相邻部分是凹的。伏逸地，相对于第二反应区218的相邻部分是凹的内部反应容器210的直立侧壁的^f^f可部分占内部^容器210的直立侧壁的总表面面积为小于约25、10、5或0.1%。优选地，内部^I容器210的直立侧壁的最大高^夕卜部反应容器206的直立侧壁的最大高>1之比为约O.l:l-约0.9:1，更伊Ci4i也约0.2:1-约0.8:1，和勤爐也0.3:1-0.7:1。外部^容器206其中限定了第一^JS区216，而内部^容器210其中限定了第二^区218。伊^i也，夕卜部和内部^J^容器206和210纵向排列，使得第二反应区218的体积重心相对于第一反应区216的体积重心水平位移小于第一^区216最大水平直径的约0.4、0.2、0.1或0.01倍。伊Ci4i也，第一A^区216与第二反应区218的最大水平截面面积之比是约O.Ol:l-约0.75:1,更伊逸地约0.03:1-约0.5:1,和最伊Ci^也0.05:1-0.3:1。伊Ci^也，第二^I区218的7K平截面约0.02:1,更伊Ci^也约0.05:l-约2:l，和最伊逸地约O.l:l-约1:1,其中截面面积测量于第二反应区218的1/4-高度，l/2-高度，和/或3/4-高度。优选地，至少约50,70,90或100%的第二^区218的体积位于夕卜部^容器206中。伊Ci4i也，第一^J^区216的体积与第二^区218的体积之比是约l:l-约100:1,更伊逸地约4:1-约50:1，和最伊C^i^l也8:1-30:1。伊Ci4i也，第一^I区216的最大垂直高度与最大水平直径之比为约3:l-约30:1，更伊述地约6:l-约20:1，和最伊Ciii也9:1-15:1。伊^3^也，第二^^区218的最大垂直高度与最大水平直径之比为约0.3:1-约100:1,更伊Ci4i也约1:1画约50:1，和最伊Ci^地3:1画30:1。伊Ci^i也，第二^区218的最大水平直径是约0.1-约5米，更伊逸地约0.3-约4米，和最伊Ci^也l-3米。伏逸t也，第二反应区218的最大垂直高M约1-约100米，更伊Ci4i也约3-约50米，和最伊0i4i也10-30米。伏逸地，第二反应区218的最大水平直径与第一反应区216的最大水平直径之比是约0.05:1-约0.8:1，更伊逸地约O.l:l-约0.6:1,和最伊Ci4i也0.2:1-0.5:1。伏逸地，第二反应区218的最大垂直高度与第一反应区216的最大垂直高度之比是约0.03:1-约1:1，更伊^3也约0.1:l-约0.9:1,和最优3^也0.3:1-0.8:1。本文中为夕卜部^容器206和附件所规定的<封可|^:(例如高度，宽度，面积，体积，相对水平位置和相对垂直位置)还被认为适用于由夕卜部^JI容器206所限定的第一A^区216,反之亦然。进一步，本文中为内部^JS容器^JS区218，^^之亦然。在鼓泡塔反应器200的操作期间，多相^JS介质220首先在第一反应区216中进行氧化，然后在第二反应区218中进行氧化。由此，在正常才喿怍期间，第一部分的^介质220a位于第一^区216中，而第二部分的^介质220b位于第二反应区218中。在第二反应区218中加工处理后，^介质220b的浆料相(即，液固相)从第二^区218取出并ili至由浆料出口222/Ai支泡塔^jS器200排出，以备F話的下游处理。内部反应器204伏选包括至少一个内部气体开口，其允许另外的^"IU皮排出到第二^区218中。优i4i也，多个内部气体开口由内部氧化剂喷雾器212限定。图1-5的氧化剂喷雾器34的公开内容^Lit用于内部氧化剂喷雾器212的管ilA寸和构造、开口尺寸和构造、梯作压PI^口液体冲洗。在值得注意的区别方面，优i^也将氧化剂喷雾器212设置得相对较高，以便1錢较低部分的内部^^容器210作为脱气区。例如，本文中对于对二曱苯氧化而形成TPA所^开的实施方案在接近第二反应区218的底部处提供了大大减低的时空^Jl速率，这减轻了脱^t杂质形成的作用。内部^容器210具有最大高度"Hi"。对于4^内部气体开口所限定的总开口面积的至少约50、75、95或100%来3兌，伊Ci^也，距内部A^容器210的顶部间隔至少0.05Hi、0.11^或0.25招。对于4^内部气体开口所限定的总开口面积的至少约50、75、95或100%来说，还伊逸地，高于内部反应容器210的底部间隔小于约0,5Hi、0.25Hi或0.1Hi。优i4i也，由4^P内部气体开口所限定的总开口面积的至少约50、75、95或100°/^巨内部^容器210的顶部间隔至少约1、5或10米并iU巨内部^容器210的底部间隔至少约0,5、l或2米。对于全部内部气体开口所P艮定的总开口面积的至少约50、75、95或100%来说，伏逸地，直接与第二反应区218相通，并且不直接与第一^Jl区216相通。如本文中使用的，术语"开口面积"表示#[吏开口封闭的最小表面面积(平面的或非平面的)。通常，进料、氧化剂和回力^勿流被引7^卜部反应器202的方式和外部^器202才刺乍的方AJ^上与前述内斜目同，参照图1-11的鼓^^荅^器20。然而，夕卜部^器202(图12和13)和鼓〉&荅^器20(图l-ll)^J、司的一个区别在于外部反应器202不包括允许^介质220a的浆料相直接彭卜部反应容器206排出以备下游处理的出口。相反地，鼓^^荅反应器200需要^J^介质220a的浆料相一次通过内部^JS器204,然后/AI支泡塔^I器200排出。如上所述，在内部^Jl器204的第二反应区218中，^Jl介质220b进行进一步的氧化，以便提纯^^r质220b的液相和/或固相。在其中将对二甲薄^i料到反应区216的方法中，离开第一反应区216并且进入第二反应区218的^介质220a的液相一般地包含至少一些对曱苯曱酸。对于进入第二反应区218的绝大部分的对曱苯曱酸来说，伏逸地，在第二反应区218中进行氧化。由此，对于离开第二^Jl区218的^Jl介质220b的液相中的对甲苯甲酸的时均浓度来说，优选地，小于i^/v第二反应区218的反应介质220a/b的液相中的对曱苯曱酸的时均浓度。伏选地，离开第二反应区218的^Jl介质220b的液相中的对曱苯甲酸的时均浓度小于i^v第二反应区218的反应介质220a/b的液相中的对曱苯曱酸的时均浓度的约50、10或5%。优逸地，ii^第二反应区218的^Jl介质220a/b的液相中的对曱苯甲酸的时均浓度为至少约250ppmw，更伊Ci4i也约500-约6,000ppmw，和最^Li^i也1,0004，000ppmw。^Li^地，离开第二反应区218的M介质220b的液相中的对甲苯曱酸的时均浓度小于约1,000,250，或50ppmw。内部a容器210装备有至少一个直接开口(directopening),其允许^介质220^在a区216和第二^区218之间直接通过。对于1^^上^的内部^容器210中的直接开口来说,伊Oi^^M立于接近于内部^I容器210的顶部。伊^4i也，至少约50、75、90或100%的^直接开口所限定的总开口面积^巨内部反应容器210的顶部间隔小于约0.5招、0.25Hi或0.1Hi。优逸地，小于约50、25、10或1%的内部^1容器210中的直接开口所限定的总开口面积J巨内部^jS容器210的顶部间隔大于约0.5Hi、0.25Hi或O.lHi。最伊Ci^地，内部反应容器210所限定的直接开口是位于内部^I容器210的^Ji端处的单一上部开口224。上部开口224的开口面积与第二反应区218的最大水平截面面积之比伊逸为至少约0.1:1、0.2:1或0.5:1。在鼓泡塔反应器200的正常操作期间，^JS介质220从第一反应区216通过内部反应容器210中的(一个或多个)直接开口(例如上部开口224)并JLii入第二反应区218。在第二反应区218中，^Jl介质220b的浆料相在-^:向下的方向运动通过第二反应区218,而^介质220b的^i目在一般地向上的方向运动。伊速地，内部^容器210P艮定了至少一个排出开口，其允许浆料相离开第二反应区218。离开内部^容器210的排出开口的浆料相然后经由浆料出口222离开鼓;&荅^器200。^Li4^，排出开口位于或接近于内部^容器210的底部。伊Ci4i也，至少约50、75、90或100%的内部^1容器210中的^排出开口所限定的总开口面积在内部A^容器210的底部的约0.5Hi、0.25Hi或O.lHi之内。当^Jl介质220b在内部^器204的第二^区218中加工处理时，伊逃地，当^jS介质220b的浆料相向下^uit第二^区218，^介质220b的气体滞留量P^f氐。伊Ci^也，进入第二反应区218的A^介质220a/b与离开第二^Ji！1区218的^介质220b的时均气体滞留量之比为至少约2:1、10:1或25:1。伏选地，进入第二反应区218的^I介质220a/b的时均气体滞留量为约0.4-约0.9，更优逸地约0.5-约0.8，和最伊逸地0.55-0.7。伏逸地，离开第二反应区218的反应介质220b的时均气体滞留量小于约0.1，0.05，或0.02。^Li^地，第一^Jl区216中的^介质220a与第二反应区218中的^I介质220b的时均气体滞留量之比大于约l:l,更伊逸地为约1.25:1-约5:1,和最伊Ci4i也为1.5:14:1,其中气体滞留量值测量于第一和第二反应区216和218的任何高度，第一和第二反应区216和218的任啊相应高度，第一和/或第二反应区216和218的l/4-高度，第一和/或第二反应区216和218的1/2-高度,第一和/或第二反应区216和218的3/4-高度，和/或^一和/或第二反应区216和218的总高度上的均值。伏逸地，第一反应区216中的一部分的^介质220a的时均气体滞留量为约0.4-约0.9，更伊Ci4i也约0.5-约0.8，和最伊Ci^i也0.55-0.70，其中气体滞留量测量于第一反应区216的4勤可高度，第一^I区216的1/4-高度，第一^I区216的l/2-高度，第一^JS区216的3/4-高度，和/或A^—^区216的总高度的均值。伊Ci4i也，第二反应区218中的"p分的^介质220b的时均气体滞留量是约0.01-约0.6,更伊Ci4i也约0.03-约0.3,和最伊Ci^也0.08力.2，其中气体滞留量测量于第二^区218的<勤可高度，第二^JS区218的l/4-高度，第二^JI区218的l/2-高度，第二^J^区218的3/4-高度，和/或;U^二^区218的总高度的均值。^介质220的温度伊Ci4i也与第一和第二反应区216和218中的温度:相同。伏逸也，所述温度为约125-约200°C,更伊Ci4i也约140-约180°C,和最伊Ci4i也150-170°C。然而，伊0i4i樣第一^Jl区216内形成温鼓，其与参考图28在本文中公开的相同。伊Ci4i也，相同量度的温ylA还存在于第二^I区218内以及第一^Jl区216和第二^区218之间。这种另外的温度梯度涉及了第二^区218中发生的化学^JS,将另外的氧化剂引入第二^JS区218，以及在第二反应区218中存在的静压，相比于第一反应区216中的那些而言。如上文所公开的，在第一反应区216中的气泡滞留量伊逃l也大于在第二反应区218中的气泡滞留量。由此，在低于上部开口224的高度处，反应区216中的静压大于第二A^区218中的。这种压差的量度取决于液体或浆料密度的量度和在两^区之间的气泡滞留量之差。这种压差的量度在远低于上部开口224高M增加。在本发明的一个实施方案中，被进料到鼓泡塔反应器200的一部分的可氧化的^b^4勿(例如对二甲苯)^J:接引入内部^器204的第二^I区218。然而，伊逸地，被进料到鼓泡塔反应器200的至少约90,95，99或100mol。/。的全部可氧化的^^4辆皮引^一^区216(而不A^二^I区218)。伊Ci^i也，被引入第一^！区216的可氧化的^^f勿的量与被51入第二^区218的可氧化的4^物的量的摩尔比是至少约2:1，4:1或8:1。虽然图12和13描述了这样的构造，其中被进料到鼓泡塔反应器200的全部分子氧的-"^分经由内部氧化剂喷雾器212被引入内部反应器204的第二^区218,但伊遞地，被进料到鼓泡塔反应器200的4^分子氧的大部分故引入第一^Jl区216,剩^Hf^^皮引入第二^jS区218。伊Ci^也，被进料到鼓泡塔^！器200的4^f^^氧的至少约70，90,95或98mol。/o^皮引入第一^区216。优i^也,被引入第一^区216的衬氧的量与被引入第二^Jl区218的W氧的量的摩尔比为至少约2:1，更伊逸地约4:l-约200:1,最伊逸t也10:1-100:1。虽然有可能一些溶剂和/或可氧化的^^4勿(例如，对二甲苯)^J:接进料到第二反应区218，伏选地，被进料到鼓泡塔反应器200的溶剂和/或可氧化的化^4勿的总量的小于约10,5或lwf/o^li妄进料到第二反应区218。夕卜部AJl容器206的第一^Jl区216中的介质220a的体积、停留时间和时空速率优选地M上大于内部反应容器210的第二反应区218中的^I介质220b的体积、停留时间和时空速率。因此，^皮进料到鼓泡塔反应器200的可氧化的^/N勿(例如，对二曱苯)的大部分伊Ci4i也在第一反应区216中进行氧化。优选地，在鼓泡塔反应器200中被氧化的全部可氧化的^/^物的至少约80、90或95wt^o4第一反应区216中进行氧化。伊Ci^也，第一反应区216中的^I介质220a的时均45i见^4为至少约0.2、0.4、0.8或1^秒，其中4^见^i测量于第一絲区216的^[封可高度，第一^区216的l/4-高度，第一^Jl区216的1/2-高度，第一反应区216的3/4-高度，和/或A^—反应区216的总高度上的均值。虽然第二反应区218中的^介质220b可以具有与第一反应区216中的反应介质220a相同的^J见气速，但是伊Ci^也，第二反应区218中的^I介质220b的时均4MA^小于第二^区218中的^介质220b的时均和体均杀J见U。相:于第1^区216,1^氐第二X^:218口中的衬氧的需要,伊Ci^也:°第一反应区216中的M介质220a与第二反应区218中的A^介质220b的时均Jj见^ii之比为至少约1.25:1，2:1或5:1，其中表观^i4测量于第一和第二反应区216和218的任何高度，第一和第二反应区216和218的任何相应高度，第一和/或第二^Jl区216和218的1/4-高度,第一和/或第二^区216和218的1/2-高度，第一和/或第二反应区216和218的3/4-高度，和/或^一和/或第二反应区216和218总高度Ji的均值。伏逸地，第二反应区218中的^jS介质220b的时均和体均表观气速小于约0.2,0.1或0.06iji/秒，其中4;见^i4测量于第二反应区218的4封可高度，第二絲区218的l/4-高度，第二^区218的l/2-高度，第二反应区218的3/4-高度，和/或是第二反应区218上的总高度的均值。借助这些较低的^J见气速，可以实现第二反应区218中的^介质220b的浆料相的向下流动，从而朝向活塞式流动的方向移动。例如，^t二曱苯氧化而形成TPA的期间，相比于在第一反应区216中，在第二反应区218中对曱苯曱酸的液相浓度的相对垂直梯度可以高很多。尽管如此，第二^区218是具有液体和浆^i且^t勿的轴向〉V曰+的鼓泡塔。第二反应区218中的^I介质220b的浆料相(固态+液体)和液相的时均JJJ^1伊逸小于约0.2，0.1或0.06i(t/秒，其中JjJi4^测量于第二反应区218的〗封可高度，第二v^I区218的1/4-高度，第二反应区218的1/2-高度，第二a区218的3/4-高度，和/或是第二^区218上的总高度的均值。在本发明的一个实施方案中，鼓^t荅反应器200的操作方式是这样的，其允许固体沉^t^内部^^器204中。如果固体^itA期望的，伊Ci^也，第二^区218中的^I介质220b的时均和体均^J见^ii小于约0.05,0.03或0.01>ft/秒。进一步，如果固体;^定是期望的，伏选地，第二反应区218中的^JI介质220b的浆料相和液相的时均和体均表观流速小于约0.01,0.005或0.001>(1/秒。虽然一些离开内部反应器204的浆料相有可能直##循环回到第一反应区216而没有进一步的下游加工处理，但是伊^hM夸从第二^J^区218的较低高度到第一^区216的^介质220b的直4tt循环最小化。伊Ci^地，离开较低的25%体积的第二反应区218并且直##循环回到第一^1区216而没有进一步的下游加工处理的^I介质220b的质量(固相、液相和^i目)小于离开第二反应区218的^介质220b并且l^进行下游加工处理的质量(固相、液相和M目)达10倍、1倍或0.1倍。伊Ci^i也，离开较低的50%^积的第二碧区218并且直接再循环回到第一反应区216而没有进一步的下游加工处理的^介质220b的质量小于离开第二反应区218的^JS介质220b并且g进行下游加工处理的质量达20倍、2倍或0,2倍。伊Ci4i也，小于约50、75或90wtTo的经由在较低的90、60、50或5%的体积的第二反应区218中的开口离开第二反应区218的^介质220b的液相在离开第二^jS区218后，在60、20、5或1W中内被引入第一反应区216。伏i^地，位于第二反应区218中的^介质220b的液相在第二A^区218中的重均停留时间为至少约1分钟，更伊Ci^也约2-约60^4中，和最伊逸地5-30^4中。伊Ci4i也，小于约50、75或90wtyo的被引入第二^区218的^介质220a/b的液相在较低的90、60或30%的体积的第二反应区218中i^A第二^区218。伊Ci^也，以液相进津衬勿流的形式引入的^介质220^的小于约50、75或90wf/o的^液相在经由浆料出口222从第二^区218取出后，在60、20、5或1^4中内iiA第一^I区216。伊Ci^也，从第二^Jl区218取出的^介质220b的至少约75、90、95或99wt。/。的液相，经由较低的90、60、30或5%的体积的第二反应区218中的开口离开第二反应区218。反应器套反应器鼓》、^荅反应器200的设计可以在多方面变化而不背离本发明的范围。例如，如果内部^容器210延伸低于夕卜部^Jl容器206的下端，内部^容器210的高度可以高于夕卜部^容器206的高度。夕卜部和内部^容器206和210可以是圓柱形的，如举例说明的，或者可以具有另一形状。外部和内部^容器206和210不必是轴对称的、轴向垂直的或者同心的。离开内部^！器204的^i目可以途径鼓;&t荅反应器200的夕卜部，而未与第一反应区216中的反应介质220ay'f洽。然而，由于可燃性^的因素，令人期望的是将所捕集的气嚢的体积限制为小于约10、2或1立方米。另夕卜，离开内部反应器204的浆料相不必经由内部^Jl容器210的底部中的单一浆料开口而离开。浆料相可以通过(though)夕卜部0器202的含压侧壁中的侧面出口离开鼓;^荅^器200。J脉参考图14,举例说明了具有^JI器套反应器和分级直径构造的鼓泡塔^JI器300。鼓^t荅^器300包4^卜部^jS器302和内部^JI器304。外部反应器302包4舒卜部反应容器306，其具有宽的下面部分306a和窄的上部部分306b。伊述地，窄的上部部分306b的直径小于宽的下面部分306a的直径。除外部反应容器的分级-直径构造"卜，图14的鼓泡塔反应器300优i^M4Ui以与上述图12和13的鼓泡塔反应器200相同的方式来配置和才乘怍。王脉参考图15,举例说明了一种^JS器系统400,其包括初i5^/f匕^器402和次级氧化反应器404。初级氧化反应器402伊Ci4itt^上以与图12和13的夕卜部M器202相同的方式来配置和才辦。次M^化^I器404伊Ci^^kJ4Ui以与图12和13的内部反应器204相同的方式来配置和操作。然而，图15的反应器系统400和图12和13的鼓泡塔反应器200之间的主要区别在于反应器系统400的次级氧化反应器404位于初级氧化反应器402的外部。在图15的反应体系400中，^JD入口管道405来#-"^分的^介质420从初^1|1化^^器402输^JiJ次^^化^Jl器404。进一步，^J]出口管道407来将塔顶气体从次錄化反应器404的顶部输送到初^l^化反应器402。在反应体系400的正常4喿怍期间，^Jl介质420首先在初^LlL化反应器402的初M应区416中经历氧化。^介质420a然后从初M^应区416中被取出并且经由管道405被输送到次贿应区418。在次贿应区418中，^介质420b的液相和/或固相受到进一步的氧化。^ii^也，从初i5lgj^区416取出的至少约50、75、95或99wf/o的液相和/或固相在次M应区416中进行加工处理。塔顶气体离开次^ll化^器404的上部气体出口并JU至由管道407被输送回到初级氧化反应器402。^介质420b的浆料相离开次级氧化反应器404的下部浆料出口422并且其后受到进一步的下游加工处理。入口管道405可在^f可高度附着于初llll化^器402。虽然a图15中示出，^介质420可以被机械泵送到次l^应区418,如果期望的话。然而，更伊逸地，^Jf]高程水头(elevationhead)(重力)来输^J^介质420,从初^Jl区416通过入口管道405并i^v次城应区418。因此，优选地，入口管道405在一端连接到上部的50、30、20或10%的总高度和/或体积的初1^应区416。优选地，入口管道405的另一端连接到上部的30、20、10或5%的总高度和/或体积的次M^应区418。优选地，入口管道405是7K平的和/或从初^^化反应器402朝向次级^/f匕反应器404倾斜向下的。出口管道407可附着于次级^/f匕^器404中的任何高度，但伊逸地，出口管道407在高于入口管道405的附着高度处连接到次级氧化反应器404。更伊Cit地，出口管道407附着于次级氧化反应器404的顶部。出口管道407伏i^也在高于入口管道405的附着高度处附着于初级氧化^器402。更伊Ci4i也，出口管道407附着于上部的30、20、10或5%的总高度和/或体积的初M^区416。伊Ci4i也，出口管道407是水平的和/或乂X^次绍阜化反应器404朝向初纽泉化反应器402倾斜向上的。虽然未示于图15中，出口管道407还可直接附着到气体出口管道，所述气体出口管道从初illU匕^器402的顶部取出气态流出物。次M^Jl区416的上部范围可以高于或低于初级反应区418的上部范围。更伊Cj4i也，初M^区416的上部范围的范围是高于次M^应区418的上部范围10米至低于次M^区418的上部范围50米,低于次M应区418的上部范围2米至低于次M^区418的上部范围40米，或低于次M^应区418的上部范围5米至j氐于次M应区418的上部范围30米。下部的浆料出口422可以从次lllU匕^jS器404的^f封可高度离开，但是伊Ci4i也，下部的浆料出口422在低于入口管道405的附着高度处连接到次^^化^器404。下部的浆料出口422的附着点更伊Ci^也广^i也在高度与入口管道405的附着点分开，其中两个附着(点)^f达至少约次M^应区418的高度的50、70、90或95%。最伊逸地，下部的浆料出口422附着于次级氧化反应器404的底部，如图15所示。次ll^应区418的下部范围可以被提高至高于或低于初M应区416的下部范围。更伊^i也，在约40、20、5或2米之内，初M^I区416的下部范围被提高至高于或低于次M应区418的下部范围。本文中为初级氧化反应器402和附件所规定的参数(例如高度，宽度，面积，体积，相对水平位置和相对垂直位置)还^皮i人为适用于由初级氧化反应器402所限定的初M^应区416,反之亦然。本文中为次级^/f匕反应器404和附件所规定之亦然。如上所述，伊Ci4i也，次^lL化^I器404位于初^L^化^Ml器402的夕h^。伊Ci^l也，次纽^L化反应器404与初级^U匕反应器402并朝N;alongside)(即，至少一部分的初级和次级氧化反应器402和404分享某一共同高度)。初级氧化反应器402的初M^应区416具有最大直径"Dp"。次^A应区418的体积重心伏i^也水平间隔于初ll^应区416的体积重心il至少约0.5Dp、0.75Dp或l.ODp并JLii小于约30Dp、10Dp或3Dp。3脉参考图16,举例说明了一种^器系统500，其包括初^IU匕^器502和次级氧化反应器504。初级氧化反应器其中限定了初级氧化区516,而次^H/f匕反应器504其中限定了次级氧化区518。各自反应区516和518接收-~^分的^介质520。反应器系统500(图16)的构造与才剩乍伊Ci^kJ^上与反应器系统400(图15)的构it和(才喿作)相同。然而，在反应器系统500中，初级氧化反应器502的直立侧壁限定至少一个扩大的开口505，其允许将A^介质520从初M^应区516输il!J'J次M^区518,而同时允i午将脱离的^i目/人次M^区518输ii!J'J初M^应区516。伏逸地，扩大的开口505的开口面积除以次I5^应区218的直立部分的最大7K平截面面积为约0.01-2、0.02"0.5或0.04-0.2。初级^U匕反应器502的初M应区516具有最大高度"Hp"。伏逸地，扩大的开口505的面积中心(arealj脉参考图17-25，举例i明^多i备^具有各种构造的内部结构:々鼓泡塔器。已^^现^^J一种或多种由a介质包围的内部结构令人惊讶地改变了^介质的端部-端部的混合。内部结构P艮定了具有湍流P争低的静止区，相比于围绕静止区的^介质的湍流来说。如图17-25中所举例说明的，内部结构可以采取各种形式。特别地，图17举例说明了鼓^^荅^Jl器600,其^JU通常圆柱形内部结构602来限定静止区。顶端和底端纵向间隔。图18举例说明鼓泡塔反应器610,其使用了类似于图17的内部结构602的通常圓柱形的内部结构612。然而，图18的内部结构612不位于鼓^^荅反应器610的i^应区的中心。相瓦也，由内部结构612所限定的l争止区的体积重心水平偏离于主^区的^p、重心。进一步，内部结构612的底部位于接近于鼓泡塔反应器610的下部的切线。图19举例说明了鼓泡塔反应器620,其^JD了通常圓柱形的内部结构622,它高于图17和18的内部结构602和612。进一步，由内部结构622所限定的静止区的体积重心偏离于鼓;;^荅^器620的主A^区的体积重心。图20举例说明了鼓泡塔^器630，其^JU了包括通常圆柱形的上部部分632和通常圆柱形的下部部分634的内部结构。相比于上部部分632,内部结构的下部部分634具有较细的直径。图21举例说明了鼓泡塔反应器640,其^JI]包括通常圆柱形的下部部分642和通常圓柱形的上部部分644的内部结构。相比于下部部分642,内部结构的上部部分644具有较细的直径。图22举例说明了鼓^t荅A^器650,其4錢了第一、第二和第三甜的内部结构652、654和656。内部结构652、654和656^目纵向间隔。由第一和第三内部结构652和656所限定的静止区的体积重心与鼓泡塔反应器650的主反应区的体积重心7K平对齐。然而，由第二内部结构654所限定的静止区的体积重心水平偏离于鼓^^荅^I器650的i^J^区的体积重心。图23举例说明鼓泡塔反应器660,其使用了一对并列型的第一和第二内部结构662和664。由第一和第二内部结构662和664所限定的静止区的体积重心彼此7K平间隔并JL7jc平间隔于鼓;^荅反应器660的主反应区的体积重心。进一步，第一和第二内部结构662和664具有并列型构造，使得至少一^分的第一和第二内部结构662和664分享某一共同高度。图24举例说明了^^]通常棱柱形的内部结构672的鼓泡塔反应器760。特别地，内部结构672具有通常三角形的水平截面。图25举例说明了鼓泡塔反应器680,其使用了类似于图17的内部结构602的通常圓柱形的内部结构682。然而，鼓泡i荅反应器680的外部反应容器具有由窄的下面部分682和宽的上部部分684产生的分段直径。如图17-25中所举例说明的，根据本发明的一种实施方案^i]的内部结构一步，内部结构和其中卩艮定的静止区可以由各种不同的材料形成。在本发明的一个实施方案中，内部结构是完4^于闭的,使得没有周围的a介质i^v内部结构。这种封闭的内部结构可以是空心的或实心的。在本发明的另一实施方案中，内部结构包括一个或多个开口，其容许^介质进入由内部结构所限定的静止区。然而，因为静止区的一个目的在于产生湍流P争低的区域(相对于围绕其的^介质的湍流而言)，因此优逸t也，内部结构不容许大量的^Jl介质快速地流过内部结构。装备有一种或多种内部结构的鼓泡塔反应器的特定的构造和才,^l史现将更详细地进^f刊苗述。伏选地，内部结构全部置于鼓泡塔反应器的外部反应容器的内部；然而有可能至少--^分的内部结构伸出到鼓>'^荅^器的外部^容器的外部。如上所述，在鼓^^荅反应器的梯作期间，内部结构限定了鼓泡塔^器之内的至少一^^争止区。鼓^^荅^器的i^区和静止区是不同的体积(即，彼此没有重叠)。鼓泡塔反应器的M应区限定在鼓泡塔反应器的外部反应容器之内，^e^内部结构^卜。如上所述，由内部结构所限定的静止区是湍流降低的体积，相对于主^jS区中的相邻^JS介质的湍流而言。伏选地，至少约90、95、98或99.9%的体积的静止区填装了^介质以外的材^"^/或填装了一部分的湍流显著P争低的^介质，相比于相邻于内部结构的^介质而言。如果静止区包括^f可部分的^介质，优i4i也，静止区中所含的所述部分的^JS介质在静止区中的重均停留时间为至少约2、8、30或120分钟。如果静止区包;^f封可部分的^介质，优选地，静止区中的^JS介质的时均气体滞留量小于约0.2、0.1、0.5或0.01，其中气体滞留量测量于静止区的^f可高度，静止区的l/4-高度，静止区的l/2-高度，静止区的3/4-高度，和/或是静止区上的总高度的均值。优逸地，反应区中的^JS介质的时均气体滞留量为约0.2-约0.9，更伊Ci4i也，约0.5-约0.8,和最伊Ci^也，0.55-0.7,其中气体滞留量测量于反应区的任何高度，反应区的l/4-高度，^JI区的l/2-高度，^!区的3/4-高度，和/或^JI区上的总高度的均值。如果静止区包括^f^f可部分的^介质，伊Ci^也，静止区中的A^介质的时均^J见气速小于约0.4、0.2、0.1或0.05ift/秒，其中4^见^1测量于静止区的<3可高度，静止区的l/4-高度，静止区的l/2-高度，静止区的3/4-高度，和/或是静止区上的总高度的均值。优选地，反应区中的^介质的时均扇J见气速为至少约0.2、0.4、0.8或1iK/秒，其中^Ji见^ii测量于^区的^f可高度，^Z区的1/4-高度，区的l/2-高度，^Jl区的3/4-高度，和/或^_^区上的总高度的均值。如果静止区包括4封可部分的^介质，伏逸地，静止区中的A^介质的液相的时均扇J腿度小于约0.04、0.01或0.004i(t/秒，其中液相的扇J见流速测量于静止区的4封可高度，静止区的l/4-高度，静止区的l/2-高度，静止区的3/4-高度，和/或是静止区上的总高度的均值。伏i4i也，反应区中的^介质的液相的时均表7J^变小于约0.1、0.04或0.01iK/秒，其中液相的4^见^ii测量于^jS区的^封可高度，^区的l/4-高度，^区的l/2-高度，A^区的3/4-高度，和/或^^区上的总高度的均值。本文中为内部结构所规定的任何#|欠(例如高度，宽度，面积，体积，相对7^平位置和相对垂直位置)还被认为适用于由内部结构所限定的静止区，反之亦然。优选地，由内部结构所限定的静止区的尺寸是这样的，使得静止区包括其中至少一个位置，所述位置距反应区间隔ii^应区的最大水平直径的至少约0.05倍或者约0,2米，择其大者。伏i4i也，静止区包括其中至少一个位置，所述场所距^区间隔达至少约0.4、0.7或1.0米。伊Ci^也，静止区包括其中至少一个位置，其距反应区间隔达反应区最大水平直径的至少约O.l、0.2或0.3倍。静止区优选地包括其中至少两个位置，其彼此间隔达反应区的最大7K平直径的至少约0.5、1、2或4倍的垂直距离。伊Ci4i也，#"止区中的这两个纵向间隔的位置还各自与反应区^HiA^区最大水平直径的至少约0.05、0.1、0.2或03倍。伏选地，静止区中的这两个纵向间隔的位置;&l^从向间隔达至少约1、3、10或20米并JJ^各自与反应区^f达至少约0.1、0.4、0.7或1米。伏逸t也，静止区的体积;I^Jl区体积的约1-约50%，更伊Ci^也为主反应区体积的约2-约25%，和最伊Ci^也为iX应区体积的4-15%。鼓泡塔反应器的外部^容H^it包括通常圆柱形直立外部侧壁。伊述地，内部结构包才诚常圆柱形直立内部侧壁，其在内部与外部侧壁间隔。伊Ci^也，内部结构不是热交换器的"-^分。由此，伊Ci4i也，通过内部结构的直立内部侧壁的时均热通量小于约IOO、15、3或0.3千JL/平方米。填^J^介质的环伊Cii^^皮P艮定在内部和外部侧壁之间。内部结构纵向乂W卜部容器受到支撑，伊Ci^M过较内^结构伊cii也:由多个^结垢的;黄向i体i件(其在内部/乂Jt部侧壁延伸到内部侧壁)通必卜部反应容器进行支撑。优选地，在静止区的1/4-高度、1/2-高度和/或3/4-高度处的静止区的7K平截面面积是在各自高度处所述环的水平截面面积的至少约2%、5-75%或10-30%。伏选t也，内部直立侧壁的最大高M约10-约90%的外部直立侧壁的最大高度，更伊Ci4i也约20-约80%的夕|^直立侧壁的最大高度，和最伊Ci4i也30-70%的夕卜部直立侧壁的最大高度。虽然伊Ci^i也，内部侧壁具有通常圆柱形的构造，有可能的是，一部分的内部侧壁可以是凹的，相对于静止区的相邻部分来说。当内部侧壁包括凹的部分时，伊Ci^i也，这种凹的部^fj成小于约25、10、5或0.1%的总向外朝向的由内部侧壁所^*表的表面面积。伏选地，与^介质直4射矣触的内部结构的总表面面积与反应区的总体积之比小于约1、0.5、0.3或0.15平方ift/立方米。优选地，静止区的体积重心相对于M应区的体积重心7&平^^多为小于±^区最大水平直径的约0.4、0.2、0.1或0.01倍。当鼓泡塔^JS器包括多于一个限定多于一^"^止区的内部结构时，伊Ci^也，静止区纵向排列，使得在-"^^斤考虑的4^静止区的体积重心相对于^区的体积重心7JMM^多为小于^^区最大水平直径的约0.4、0.2、0.1或0.01倍。进一步，当多^l争止区形絲主^区之中时，伊Ci^也，体积大于i^区体积的0.2%的单独的静止区的数目小于约100、10、5或2。鼓泡塔反应器的外部反应容器优选地具有如下的最大垂直高度与最大水平直径之比约3:1國约30:1，更^Li^也约6:1-约20:1,和最^Li4i也9:1画15:1。内部结构优i4i也具有如下的最大垂直高度与最大水平直径之比约0.3:1-约100:1,更伊Ci4i也约1:1-约50:1，和最伊^l也3:1-30:1。伊Ci4i也，内部结构的最大水平直径为约0.1-约5米，更^i^地约0.3-约4米，和最^Li^也l-3米。^Li^也，内部结构的最大垂直高度为约1-约100米，更伊Ci^也约3-约50米，和最伊Ci^也10-50米。伊Ci^i也，内部结构的最大水平直径为夕卜部^容器的最大水平直径的约5%-约80%,更伊^i也约10%-约60%,和最伊Ci4地20%-50%。优选地，内部结构602的最大垂直高劾约3-约100%的夕卜部^容器的最大垂直高度，更伊Ci4^也约10-约90%的外部^容器的最大垂直高度，和最^i4i也30-80%的夕卜部^1容器的最大垂直高度。本文中为外部反应容器和附件所规定的^f可^K(例如高度，宽度，面积，体积，相对水平位置和相对垂直位置)还被认为适用于由外部^容器所限定的反应区，反之亦然。在本发明的一个实施方案中，内部结构相对于^JS区完全隔离了静止区。在另一实施方案中，内部结构限定了一个或多个直接开口，其允许在静止区和反应区之间的直接流糾目通。当内部结构限定了这种直接开口时，伊Ci^也，直接开口中的最小者的最大直径小于主反应区的最大水平直径的约0.3、0.2、0.1或0.05倍。当内部结构限定了这种直接开口时，伊Ci4i也，直接开口中的最U的最大直径小于±^应区的最大水平直径的约0.4、0.3、0.2或0.1倍。当内部结构限定了这种ii妄开口时，伊Ci4i也，4^直接开口所限定的累积的开口面积小于i^应区的最大水平截面面积的约0.4、0.3或0.2倍。内部结构具有最大高度(Hi)。当内部结构限定了一个或多个直接开口时，伏逸地，小于约50、25或10%的全部直接开口所限定的累积的开口面积J巨内部结构的顶部间隔大于约0.5Hi、0.25Hi或O.lHi。当鼓泡塔^器^J]多个内部结构形成多个不同的静止区时，对于静止区中的两个或更多个来说，有可能包括互连的开口和/或管道，其允许在静止区之间的流糾目通。优i^也，每个这些互连开口和/或管道中的最小者的最大直径小于主^区最大水平直径的约0.3、0.2、0.1或0.05倍。如上所述，以上关于图1-25所述的鼓^>荅反应器的一些物理和##特4^是供了^介质的压力、温度和反应物(即氧和可氧化的^^4勿)浓度的垂直梯度。如上所述,这些垂直梯度可f^是供了相对于传统氧化方法更有效的和更经济的氧化方法，传统氧化方法偏好M相对均匀的压力、温JL和反应物浓度的良好〉V給型^I介质。J脉将更详细地讨i顿过^JD根据本发明实施方案的氧化系统而可能实现的氧、可氧化的^^4勿(例如对-二曱苯)和温度的垂直梯度。5te参照图26，为了量^I支^^荅^器中氧化期间^JI介质中存在的^1物浓度梯度，可以将^I介质的4^P体4。逸论上分为等体积的30个离舉L7jc平片段。图26描述了将A^介质分为等体积的30个离^t7K平片段的概念。除了最高和最低的水平片段"卜,每个水平片段为在其顶部和底部由虚构的水平面限制的且在其侧部由^JI器壁限制的离散体积。最高水平片段在其底部由虛构的水平面限制且在其顶部由^JS介质的上表面限制。最低水平片賴在其顶部由虚构的水平面限制JUt其底部由容器壳体的底部P艮制。一旦^i介质已理论上被分为相等体积的30个离嘲^K平片段，随后可以测量每个水平片段的时间平均和体积平均浓度。具有^P30个水平片段的最大浓度的个体水平片段可被称为"C-max水平片段"。位于C-max水平片段^Ji的且具有位于C-max水平片段之上的悄7K平片段的最小浓度的个体水平片段可被称为"C-min7jC平片段"。，垂直浓度梯度可以计算为C-max水平片段中的浓度与C-min水平片段中的浓度的比值。关于量化氧浓度梯度，当将^介质在理论上分为等体积的30个离^t7K平片段时，02-max水平片段被称为具有^30个水平片段的最大氧浓度，02-min水平片段被称为具有位于02-max水平片段^Ji的7K平片段的最小氧浓度。水平片段的氧浓度在^介质的W目中测量，基于时间平均和体积平均摩尔^&。优选地，Ormax水平片l殳的氧浓度与02-min7jc平片段的氧浓度之比为约2:l-约25:1，更伊逸为约3:l-约15:1，最伊逸为4:1-10:1。通常，Ormax水平片段将位于A^介质底部附近，而Ormin水平片段将位于^Jl介质顶部附近。伊^i也，02-min水平片段为30个离^7K平片段中的5个壯部水平片段之一。最伊^i也，02-min水平片段为30个离^t7jc平片段中的^Ji部片段，如图26中所示。^i4i也，02-max水平片段为30个离^^平片段中的10个最下部水平片段之一。最伊Ci4i也，02-111狀水平片段为30个离"^^平片段中的5个最下部水平片段之一。例如，图26描述了Ormax水平片段为从^器底部的第三个水平片段。伊逸地，02-min和02-max水平片段之间的垂直间3巨为至少约2W，更伊Citi也至少约4W,最伊0i4i也至少6W。伏i^也，Ormin和02-111狀水平片段之间的垂直间距为至少约0.211，更伊Ci^l也至少约0.4H,最伊Ci4地至少0.6H。基于显基，Ormin7K平片l更的时间平均和体积平均氧浓yl伊逸为约0.1-约3mol%,更伊逸为约0.3-约2mol%，最伊逸为0.5-1.5mol%。02-max水平片段的时间平均和体积平均氧浓yl佑逸为约4-约20mol%，更伊逸为约5-约15mol%,最伊述为6-12mol%。基于干基，通过气体出口/A^器中排出的气态流出物中氧的时间平均浓>1伊逃为约0.5-约9mol%,更伊逸为约1-约7mol%,最伊逸为1.5-5mol%。由于氧浓度向着^I介质顶部衰减显著，因此期望的是，P争^gjS介质顶部中对氧的需求。这种fff^^介质顶部附近对氧的需求可以通过在可氧化的化^f勿(例如对-二曱苯)的浓度中形成垂直梯度来实现,其中可氧化的^^4勿的最小^i^^^立于^^h质顶部附近。关于量化可氧化的^^f勿(例如对-二甲苯)浓度梯度，当将^Ji^V质在理"i仑上分为等体积的30个离^7K平片段时，OC-max水平片段被称为具有^P30个水平片段的最大可氧化的化合物浓度，且OC-min水平片段被称为具有位于OC-max水平片段^Ji的水平片段的最小可氧化的^^勿浓度。水平片段的可氧化的^/^4勿浓度在液相中测量，基于时间平均和体积平均质量分数。优选地，OC-max7K平片段的可氧化的^^4勿浓度与OC-min水平片段的可氧化的^^f勿浓度的比值大于约5:1，更伊。选大于约10:1，仍更伊CJ逸大于约20:1,最伊逸为40:1-1000:1。通常，OC-max水平片段将位于^Z介质底部附近，而OC-min水平片段将位于^介质顶部附近。伊Ci^i也，OC-min水平片段为30个离^t7K平片段中的5个^Ji部水平片段之一。最伊Ci4i也，OC-min水平片段为30个离^7K平片段中的^Ji部水平片段，如图26中所示。伊Ci4i也，OC-max水平片段为30个离"a7K平片段中的10个最下部水平片段之一。最伊Ci^也，OC-max水平片段为30个离^t7K平片段中的5个最下部水平片段之一。例如，图26描述了OC-max水平片段为/A^I器底部的第五个7K平片段。伊^l也，OC-min和OC-max7jc平片段之间的垂直间距为至少约2W,其中"W"为Ail介质的最大宽度。更^Li4i也,OC-min和OC-max水平片段之间的垂直间距为至少约4W，最伊Ci4i也至少6W。假i饭应介质的高度"H",伊Ci^也，OC-min和OC-max水平片段之间的垂直间距为至少约0,2H,更伊逸至少约0.4H,最佑逸至少0.6H。OC-min水平片段的液相中时间平均和体积平均的可氧化的^^4勿(例如对-二甲苯)的浓度伊Ci^i也小于约5,000ppmw，更伊CitJ也小于约2,000ppmw,仍更优i4J也小于约400ppmw，最^Li^i也为lppmw-100ppmw。OC-max7K平片段的液相中时间平均和体积平均的可氧化的化合物的浓度优选地为约100ppmw-约10,000ppmw，更优选地为约200ppmw-约5，000ppmw，最优选地为500ppmw画3，000ppmw。虽然优选MJ支泡塔^I器提供了可氧化的^^4勿浓度中的垂直梯度，但是也^i^地，使液相中可氧化的^^^勿浓度高于1000ppmw的^介质的体积百分比最小化。优逸地，液相中可氧化的^^4勿浓度高于1000ppmw的a介质的时间平均体积百分比小于约9%,更伊Ci^地小于约6。/。，最伊^^4^也小于3%。^尤逸地，液相中可氧化的^/^4勿浓度高于2500ppmw的^介质的时间平均体积百分比小于约1.5%,更伊Ci^地小于约1%,:i:伊Ci^地小于0.5%。伏i4^也，液相中可氧化的^^4勿浓度高于10000ppmw的^介质的时间平均体积百分比小于约0.3%，更伊逸地小于约0.1%，最伊逸地小于0.03%。伏选地，液相中可氧化的化合物浓度高于25，000ppmw的反应介质的时间平均体积百分比小于约0.03%,更伊逸地小于约0.015%，最伊Ci^i也小于0.007%。本发明者注意到，具有高浓度可氧化的化洽物的^介质的体积不必存在于单一相连的体积内。经常,鼓^t荅反应容器中无序流型同时产生了两个或多个具有高浓度可氧化的^^物的^I介质的连续但陂隔离的部分。在每次用于时间平均时，将所有这些连续的^e^皮隔离的体积(大于o.oooi体积％的总^介质)加到--^,由j^角定液相中具有高水平的可氧化的^^勿浓度的总^i口、。如上所讨论的那样，除了氧和可氧化的^/^物的浓度梯度，伏选地，^JS介质中存在温度梯度。再次参照图26,可以以类似于浓度梯度的方式，通过理论上将^I介质分为等体积的30个离^7K平片段并且测量每个片段的时间平均和体积平均温度，由此量化该温度梯度。那么，在15个最^^K平片段中具有最低温度的水平片段可以被称为T-min水平片段，并且位于T-min水平片段^Ji的且具有T-min水平片段之上全部片段的最大温度的水平片段则可以被称为"T-max水平片段"。伊Citi也，T-max水平片段的温度比T-min水平片段的温度高至少约1。C。更伊逸地，T-max7K平片I殳的温度比T-min水平片l殳的温度高约1.25。C-约12°C。最伊Ci4i也，T-max7K平片段的温度比T-min水平片段的温度高2-8。C。T-max水平片段的温度伊Ci^地为约125-约200°C，更伊Citi也为约140-约180°C,最伊逸地为150-170。C。通常，T-max7jc平片段将位于^jS介质中心附近，而T-min水平片段将位于^介质底部附近。伊Ci4i也，T-min水平片段为15个最^^平片段中的10个最下部水平片段之一。最伊Ci4i也，T-min水平片段为15个最^^K平片段中的5个最下部水平片段之一。例如，图26描述了T-min水平片段为乂A^器底部的第二个水平片段。伊Ci^i也，T-max水平片段为30个离散水平片段中的20个中间水平片段之一。最伊Ci4i也，T-min7K平片段为30个离^7k平片段中的14个中间水平片段之一。例如，图26描述了T-max水平片段为/A^I器底部的第二十个水平片段(即中间IO个水平片段之一)。廿Ci4i也，T-min和T-max水平片段之间的垂直间距为至少约2W,更伊Ci4i也至少约4W,最伊Ci4i也至少6W。优选地，T-min和T-maxK平片段之间的垂直间距为至少约0.2H,更伊Citi也至少约0.4H,最优选地至少0.6H。如上所讨论的那样，当^Jl介质中存在垂直温度梯度时，可以有益:^反应介质的温度最高的高位位置取出^i介质，尤其是当取出的产物在较高的温度下进行进一步的下游处理时。由此，如图15和16中所示，当通过一个或多个高位出口从^区中取出反应介质36时，优选地，高位出口(一个或多个)位于T-max水平片段附近。伊Ci^地，高位出口位于T-max7K平片段的IO个水平片段之内，更伊Ci^脉T-max7jc平片段的5个水平片段之内，最伊Ci^脉T-max水平片段的2个水平片段之内。J脉要注意的是，本文中所述的许多本发明特征可以应用于多个氧化^JZ器系统-不仅仅只;l^用了单一氧化反应器的系统。另夕卜，本文中所述的一些本发明特征可以应用于枳械搅拌型和/或流动搅拌型氧化反应器-不仅仅只是气泡搅拌型^器(即鼓^t荅^I器)。例如，本发明者已发现了与使得整个^I介质中氧浓度和/或44lUl率分M/改变相关联的一些优点。通过^Mi介质中氧浓;t/消耗分级所实现的优点可以被实现，无论^介质的总体积是含在单个容器中或者多个容器中。另夕卜，通过^gj^介质中氧浓^/消耗分级所实现的优点可以被实现，无论^容H(一个或多个)为才M成搅拌型、流动搅拌型和/或气泡搅拌型。量化^JS介质中氧浓^/消l链率分M^呈度的一种方法是，比较两个或多个独立的(distinct)20。/o连续体积的^介质。这些20%连续体积不必由任意特定形状来限定，但是，每个20%连续体积必须由相连体积的^1介质(即每个体积是"连续的")形成，且20%连续体积不〉#^^匕重叠(即该体积是"独立的")。这些独立的20%连续体积可以位于同一反应器(图29)中或多个反应器中。观在参照图27，^器被描述为含有^介质。^!介质包括第一独立的20%连续体积37和第^r^虫立的20%连续体积39。^介质中氧可得性的分级可以通过参照^i目中具有最丰富摩尔分数氧的20。/。连续体积的^^介质并iLii过参照^i目中具有最稀少摩尔分数氧的20%连续体积的^介质来量化。在^i目中含有最高浓度氧的独立的20%连续体积的反应介质的M目中，基于湿基，时间平均和体积平均氧浓度优选地为约3-约18mol%,更伊逸地为约3.5-约14mol%,最伊逸地为4-10mol%。在^4目中含有最低浓度氧的独立的20%连续体积的^介质的^目中，基于湿基，时间平均和体积平均氧浓度伊Ci^t也为约0.3-约5mol%，更伊Ci^也为约0.6-约4mo1。/。，最优iti也为0.9-3mol%。另夕卜，基于;_^,最丰富20%连续体积的^1介质与最稀少20y。连续体积的^Jl介质的时间平均和体积平均氧浓度的比值伊Ci^也为约1.5:1-约20:1，更伊逸地为约2:l-约12:1，；^伊Ci^i也为3:1-9:1。^介质中耗M率的分级可以按照^rSTR来量化，如最初描述的那样。在上文中在总的意义上(即出于整个反应介质的平均氧-STR的观点)描述了氧-STR;但是，也可以在局部意XJi(即"""^分^介质)考虑氧-STR，由此量化整个^I介质中^Hii率的分级。本发明者已发现，非常有用的是，使氧-STR在整个^Jl介质中与本文中所公开的、与^介质中压力和^介质^i目中分子氧的摩尔分数相关的期望梯度综合协调来变化。由此，伏选地，^介质的第一独立的20。/。连续体积的氧-STR与^介质的第二独立的20。/。连续体积的氧-STR的比值为约1.5:1-约20:1,更优选地为约2:l-约12:1，最^Li4i也为3:1-9:1。在一种实施方案中，"第一独立的20%连续体积"相对于"第^^虫立的20%连续体积"位于更靠近于最初将衬氧51A^介质的位置。氧-STR中的这些大梯>1^期望的，无i钩分氧化^Jl介质是包含在鼓泡塔氧化^器中还是包含在其中在压力和/或^介质^目中W氧的摩尔分数中形成梯度的任意其它类型^容器中(例如，在才M成搅拌型容器中，其具有多个、垂J^文置的搅拌区，通过使用多个具有强径向流动的叶轮来实现，可以通过通常水平的折^^反(baffle)组件勤口强，具有通常从靠it^应容器下部的进料向上上升的氧化剂流动，尽管在每^iu文置的搅拌区中可育^^大量氧化剂流动的反混和斜目邻垂直放置的搅拌区之间可育发生一些氧化剂流动的反混)。也f^U3兌，当在压力和/或^介质^i目中M氧的摩尔分数中存在梯度时，本发明者已发现，通狄文中所公开的方法树于溶解的氧的化学需要中形成类似的梯JU:理想的。使局部氧-STR改变的优选方法是通过控制进料可氧化的^^物的位置和通过控制^JS介质的液相混合，由jH^財居本发明的其它公开内容来控制可氧化的4^物的浓度梯度。使局部氧-STR改变的其它有用的方法包括，通过导致局部温度变化和通过改变催化剂和溶剂组分的局部〉'fo^4勿来导M应活性的变化(例如，通过《I入另一气体而在特定部分的^I介质中亏1起蒸发^P和通it^口入含有更大量水的溶剂物流以在特定部分的^J^介质中PIK氐活性)。当氧化M器具有^器套^器构造时，如上所述参考图12-14,伊Ci4i也，参考图26和27，本文中所述的浓度梯度、温度梯度和氧气-STR梯度适用于一雄介质220a)。再次参照图1-27，在显著不同于(根据本文中所公开的优选实施方案辨统氧化^jS器的^f牛下，氧^^i^脉鼓^^荅^器中进行。当根据本文中所公开的优选实施方案鼓泡塔反应器用于进行将对-二甲苯液相部分氧化为粗制对苯二甲酸(CTA)时，局部^强度、局部蒸发强度和局部温度的空间特性(profile),结合^!介质内液体流型和伊逸的、相对低的氧化温度有助于形成具有独特和有益性能的CTA颗粒。图28A和28B描述了根据本发明一种实施方案制备的J^CTA颗粒。图28A显示了500倍放大倍数下的絲CTA颗粒，而图28B在一个絲CTA颗粒J^文大并M示了2000倍放大倍数下的颗粒。或许最刑口图28B中所示的那样，每个^CTA颗粒通常由大量小的、聚积的CTA亚颗粒形成，由此赋予MCTA颗冲封目对大的表面积、高孔隙率、低密度和良好溶觯1"生。除非另外指出，本发明的CTA的各种,1"鍾，如下i^斤述，是^J]CTA的典型样品测量的，其中所述典型样品重至少lg和/或由至少IO，OOO个单独的CTA颗粒形成。MCTA颗招逸常平均颗粒尺寸范围为约20-约150微米，更伊逸地为约30-约120微米，最伊Ci4i也为40-90微米。CTA亚颗粒通常平均颗粒尺寸范围为约0.5-约30孩沐，更伊Ci4i也为约1-约15孩沐，最伊Ci^也为2-5樣沐。图28A和28B中所示的J^CTA颗粒的相对高表面积可以佳JUBraunauer-Emmett-Teller(BET)表面积测量方法来量化。伏选地，J^CTA颗粒的平均BET表面积为至少约0.6平方^克(m々g)。更伊^4i也,MCTA颗粒的平均BET表面积为约0.8-约4m2/g。最伊逸地，MCTA颗粒的平均BET表面积为0.9-2m2/g。通过本发明优选实施方案的优化氧化方法形成的勤出CTA颗粒的物理性能(例如颗粒尺寸、BET表如下面关"^图31进一步详细描述的那样。'5、''、、'上面提供的平均颗粒尺寸值采用偏振it^微法和图像分析来确定。颗粒尺寸分析中采用的设备包括NikonE800光学显微镜，其具有4xPlanFlourN.A.0.13物镜、SpotRT，数字相机、和个人电脑运行的ImageProPLus，V4.5.0.19图像分析软件。颗粒尺寸分析方法包括下列主要步骤:(l)将CTA粉末^i^^户物油中；(2)制备该^Hi体的显微镜载玻片和/或盖片；(3)^^]偏振^^微4A^^则该f^皮片(交叉偏振条件-颗粒作为亮目标显示在黑色背景上)；(4)对于每个^#制剂俘获不同相片(场尺寸=3x2.25mm;像素尺寸=1.84微米/像素)；(5)采用ImageProPLus软件进行图像分析；(6)将颗粒测量值输到电子数据表；和(7)在电子数据表中进^^克计表征。"采用ImageProPLus，软件进行图像分析"的步骤(5)包4纤步骤:(a)i议图像阈值以4^则暗背景上的白色颗粒；(b)形成二元图像；(c)运行单通开放滤波器以滤掉像素噪声；(d)测量图像中的所有颗粒；和(e)给出对于每个颗粒测量的平均直径。ImageProPLus软件定义单个颗粒的平均直径为在2度间隔和通ii^贞粒质心测量的颗粒直径的数均长度。"在电子数据表中进行统计表征"的步骤7包4^!口下来计算体积^M又平均颗粒尺寸。如果为球形时采用Pi/6*diA3计算试样中n个颗粒的^—个的体积;使每个颗粒的体积乘以其直径以得到pi/6*diA4;对于^#中全部颗粒的pi/6*diA4值求和；将试样中4^颗粒的体积求和；和^沐积力口权的颗粒直径计算为试样中n个颗粒全部(pi/6氺diA4)^除以iW羊中n个颗粒^(pi/6承diA3)^K本文中所^JI]"平均颗粒尺寸"表示根据上述测试方法测量的体积J口权的平均颗粒尺寸，并JLtt4示为D(4,3)。仏'另夕卜，步骤7包括找出^^#^积的各种分数比其小的颗粒尺寸。例如，D(v,0.1)为^lW^徘积的10%比其小且90%比其大的颗粒尺寸；D(v，0.5)为一半^4f(^积比其;UL—半比其小的颗粒尺寸；D(v，0.9)为^^Wf^积的90%比其小的颗粒尺寸；等等。另夕卜，步骤7包^i十算D(v,0.9)减去D(v，0.1)的数值，其在本文中定义为"颗粒尺寸分布(spread)";并且步骤7包4封十算颗粒尺寸分布除以D(4，3)的数值，其在本文中定义为"颗粒尺寸相对分布"。另夕卜，优逸地，上面测量的CTA颗粒的D(v，0.1)范围为约5-约65微米，更伊逸地为约15-约55微米，最伊Ci4i也为2545孩沐。伏选l也，上面测量的CTA颗粒的0(>,0.5)范围为约10-约90微米，更伊Oi^也为约20-约80微米，最伊Ci4i也为30-70微米。优选地，上面测量的CTA颗粒的D(v，0,9)范围为约30-约150微米，更伊Ciii也为约40-约130微米，最伊逸地为50-110孩沐。伏逸地，颗粒尺寸相对分布范围为约0.5-约2.0,更优逸地为约0.6-约1.5，最伊逸地为0.7-1.3。在MicromeriticsASAP2000(可从Norcross,GA的MicromeriticsInstrumentCorporation获得)上测量上面提供的BET表面积值。在该测量方法的第一步中，称量24g颗粒^##且将其在真空下在50°C干燥。随后#^#》在分析气体歧管(manifold)上并且冷却到77°K。通过<吏^#暴露于已知体积的氮气并且测量压力下降，在最少5个平衡压力下测量氮吸附等温线。平衡压力近似地范围为P/P0=0.01-0.20，其中P为平衡压力且P0为77。K下液氮的蒸，。1^根据下列BET等式纟^'J获得的等温线其中，Va为:^羊在P值下，"^羊吸附的气体体积，Vm为用单层气体U^W松部表面所需的气体体积，且C为常数。从该图中，测定Vm和C。随后通过下列等式使用77。K下氮气的横截面积将Vm转换为表面积<formula>formulaseeoriginaldocumentpage50</formula>及r其中，o为77°K下氮气的横截面积，T为77。K，且R为气体常数。如上所提到的那样，4M居本发明一种实施方案形成的CTA显示相对于通过其它方法制得的常^LCTA更优异的溶觯l"生能。这种增强的溶解速率能使本发明的CTA通过更高效的和/或更有效的纯化方法来纯化。下列描述专注于其中可以量化CTA溶解速率的方式。在搅拌的〉V曰^物中，已知量固体溶解到已知量溶剂中的速率可以通过各种方案来测量。如本文中所^^]的那样，称为"定时溶解测试"的测量方法定义如下。在整个定时溶解测试中使用约O.l兆帕的环境压力。整个定时溶解测试中使用的环嫂温度为约22。C。另外，固体、溶剂和4^溶解设备在开始测试之前在该温度下完全在热力学上平衡，并JL^溶解时间段期间不存在可感知的烧杯或其内含物的加热或冷却。将测量为250g的新鲜的、HPLC分析级的四氬呔喃(纯度>99.9%)(下称为THF)溶剂部分置于清洁的KIMAX高状400毫升玻璃烧杯(Kimble(S)零件号码14020,Kimble/Kontes,Vineland,NJ)中，其为非绝缘的、滑边的，JLit常为圓柱形。将涂覆特tX的磁力搅4科^(VWR零件号码58948-230,约1英寸长、直径3/8英寸，八边形横截面，VWMInternational,WestChester,PA19380)置于烧杯中，其中其自然地下沉到底部。侵月Varioma^多点15磁力搅拌器(H&PLabortechnikAG，Oberschleissheim,Germany)在800转/^4中的i议下搅拌该^#。该4叙半在添加固^^前不超过5^4中开始并JL^添加固^^继续稳定i4i^行至少30分钟。称量总计250毫克的粗制或纯化TPA颗粒的固体试样到无粘性的试样称重盘中。在^i会时间指定为t=0时，将称重的固体一次全倒入搅拌的THF中，并且同时启动定时器。适当地进行，THF非常快速地润湿固体錄5秒钟之内形成稀释的、良好搅拌的浆料。船，在下列时间(从t-O,^^1中测量)获得该〉;曰^^勿的^#:0.08、0.25、0.50、0.75、1.00、1.50、2.00、2.50、3.00、4.00、5.00、6.00、8,00、10.00、15.00和30.00。4顿新的、一次性注射器(Becton,DickinsonandCo,5微升，REF30163,FranklinLakes,NJ07417)从该稀释的、良好搅拌的';^^4勿中取出每个小^#。一:^人^#中取出&，将大约2毫升清澈的液体iW羊通过新的、未使用的注射器过滤器(25mm直径，0.45微沬，GelmanGHPAcrodiscGF,PallCorporation,EastHills，NY11548)快速;Ky非到新的、标记的玻璃^f种瓦中。每个注射器填充、^虑器》、和排到^f科瓦的持续时间恰当地小于约5秒，该间隔适当i絲每个目标JM羊时间的^"-侧约3秒之内开始和结束。在每个填充的约5^4中之内，#^#^^帽并且^#在大约恒定的温度下，直到进行下列化学分析。在t-0之后30分钟的时间获得i^^^羊之后，采用在该公开内&内其它地方扭ii^苗述的HPLC-DAD方法来分析4^十六个试样的溶解TPA的量。但是，在现在的测试中，校准标准和报告的结果均基于每克THF溶剂溶解的TPA毫克数(下文中称为"THF中ppm")。例如，如果全部250毫克固体为非常纯的TPA且如^获得特定^#之前该全部量完全溶解于250g的THF溶剂中，那么准确测量的浓度将为THF中约1000ppm。当才財居本发明的CTA进行上述定时溶解测试时，伊Ci4i也，在t-0^1^4中获得的^C+羊溶解到THF中浓M少约500ppm，且更伊逸地THF中至少600ppm。对于在t=0^2^4中获得的^#,伊Ci4i也，才財居本发明的CTA将溶解到THF中浓度至少约700ppm,更伊Ci^也THF中至少750ppm。对于在t=04^4中获得的^#,伊Ci^i也，才財居本发明CTA将溶解到THF中浓度至少约840ppm,更伊^i也THF中至少880ppm。发明者已发现，相对简单的负指数式增^f莫型适用于描述来自全部定时溶解测试的4^数据组的时间#^负性，尽管颗粒^f羊和溶解过程是复杂的。等式的形式，下文称为"定时i^解冲莫型"，如下S=A+B*(l-exp(-C*t))，其中t-以^i中为牟f立的时间；S-溶解度，单位为THF中ppm，在时间t时；exp=基于2的自然对数的指数函数；A，B=以IHF中ppm为牟f立的回归常数，其中A主要涉^M^豆时间时较小颗粒的快速溶解，且其中A+B之和主要涉及特定测试周期端点附近溶解的总量；和C=以^4中倒凄W牟f立的回归时间常数。调节回归常数以使实际数据点与相应模型值之间的误差的平方之和最小化，该方法通常称为"最小二乘方"拟合。用于扭^"i亥数据回归的优选软件包为JMPRelease5丄2(SASInstitutelnc"JMPSoftware,SASCampusDrive,Caiy,NC27513)。模型时，优逸地，01八的时间常数"(:"大于约0.511^-1、更伊Ci^也大于约0.6min"、ilJ^Li^也大于0.7min—、图29A和29B描述了在连续搅拌槽^H(CSTR)中通过常规高温氧化方法制得的常规CTA颗粒。图29A显示了500倍放大下的常规CTA颗粒，而图29B放大并且显示了2000倍放大下的CTA颗粒。图28A和28B中所示的本发明CTA颗粒与图29A和29B中所示的常规CTA颗粒的视觉比较显示，常规CTA颗粒相对于本发明CTA颗粒具有更高的密度、更低的表面积、更低的孔隙率、和更大的颗粒尺寸。实际上，图29A和29B中所示的常规CTA的平均颗粒尺寸为约205孩沐和BET表面积为约0.57m2/g。图30描述了用于制备纯化的对苯二曱酸(PTA)的常规方法。在该常规PTA方法中，^^成搅拌型高温氧化^I器700中部分H/f树-二甲苯。A^I器700中取出包含CTA的浆料并l将其在纯化系统702中纯化。将纯化系统702的PTA产物引入分离系统706以分离和干燥PTA颗粒。纯化系统702^4大部分与通过传统方法制备PTA颗冰i^目关联的成本。纯化系统702通常包括加JV交换系统708、溶解系统710、！U匕系统712、和三个独立的结晶容器704a^,c。在力口7K/交换系统708中，用水置换绝大部分的母液。加7jC^r,将^CTA浆料引入溶解系统710中，其中加热水/CTA';^^物直到CTA颗粒完全溶解于水。CTA溶fr^，使CTA的7K溶'絲氬化系统712中氢化。^将氢化系统712中的氢化流出物在结晶容器704a、b、c中进行三个结晶步骤，g在分离系统706中分离PTA。图31举例说明了一种用于生产PTA的改ii^"法，其^J^了氧化^器系统，包括初M^U匕反应器800a和次级氧化反应器800b。在图31中所描述的构造中，从初MlL化^器800a生产初始浆料，此后其在纯化系统802中进行纯化，次级氧化反应器800b是所i^i屯化系统802的一部分。从初^IU匕反应器800a取出的初始浆料伊逸包括固体CTA颗if沐液体母液。通常，该初始浆料含有约10-约50wtyo的固体CTA颗粒，衬为液体母液。从初lL^化^Jl器800a取出醛(4-CBA)、更典型地为至少约800ppmw的4-CBA、且最典型地为1000-15000ppmw的4~CBA。纯化系统802接收从初IL^化^器800a取出的初始浆料并且将存在于CTA中的4《BA及^f也杂质的浓度P^f氐。/A^屯化系统802中制得更纯的/纯化的浆料并且使其在分离系统804中分离和千燥，由此制得包含小于约400ppmw4-CBA、更^li^地小于约250ppmw的4-CBA、最^Liii也为10-200ppmw的4-CBA的更纯的固体对^i曱酸颗粒。纯化系统802包括次级氧化反应器800b、液体交换系统806、蒸煮器(digester)808和单个结晶器810。在次级氧化反应器800b中，初始浆料在与初级氧化^jS器800a中的温度与压力近^f財目等的温度与压力下进行氧化。在液体交换系统806中，用新鲜的置换溶剂将从次^IU匕^器800b中取出的浆料中存在的至少约50wf/。母液置换，由jtb^供包含CTA颗粒和置换溶剂的溶剂交换的浆料。将离开液体交换系统806的溶剂交换的浆料引入蒸煮器808中。在蒸煮器808中，在稍微高于在初illU匕^器800a中所用的温度下进行进一步的氧化反应。如上所讨论的那样，初级氧化反应器800a中生成的CTA颗粒的高表面积、小颗粒尺寸、和低密度导致一些CTA颗粒中夹带的杂质变为对于蒸煮器808中的氧化a来i^:可获得的，而不需要在蒸煮器808中完全溶解CTA颗粒。由此，蒸煮器808中的温度可以低于多种类似的现有技术方法。蒸煮器808中进行的进一步的氧^M尤i^也使得CTA中4<BA浓度降低了至少200ppmw、更伊逸地至少约400ppmw、最伊Ci4i也为600-6000ppmw。伊Citi也，蒸煮器808中蒸煮温度高于JUl器800a中初mi化温度至少约10°C,更伊^i也高于J^器800a中初级氧化温度约20-约80。C，且最优选地高于反应器800a中初级氧化温度30-50°C。蒸煮温;l伊逸地为约160-约240°C，更伊逸地为约180-约220°C,最伊逸地为190-210°C。在分离系统804中分离之前，来自蒸煮器808的纯化产物只需要在结晶器810中单个结晶步骤。适宜的次^^似蒸煮技^美国专利申请公开文献No.2005/0065373中更详细地讨论，其4^公开内^此引入作为参考。由图31中所示系统制得的对苯二曱酸(例如PTA,逃地由平均颗粒尺寸至少约40孩沐、更伊Ci^地为约50-约2000樣沐、最伊逸t也为60-200孩沐的PTA颗粒形成。该17八颗粒的平均8￡丁表面积伊逸地小于约0.251112/§，更优选地为约0.005-约0.2m2/g，最^Liti也为0.01-0.18m2/g。由图31中所示系统制得的PTA适用于用作制备PET的原料。通常，PET通过对苯二甲酸与乙二醇的酉旨化、随后缩M制备。伊逸也，通过本发明实施方案制得的对苯二曱酸用作美国专利申请序号No.10/013,318(2001.12.7提交)所述管iC^应器PET方法的进料，该文献的4^P公开内#此51入作为参考。*的氧化蒸煮工艺:另夕卜:这些伊逸的cTA颗并^包括颗粒的溶解和/或化学^的大量其它后续过程中提供了优点。这些额外的^过程包括，但也并不限定于，与至少一种含羟基的化^4勿反应以形成S旨^^物，特别是CTA与曱醇反应形^t苯二曱酸二曱酯和杂质酯；与至少一种二醇反应以形成酯单体和/或聚^^化物，特别是CTA与乙二醇反应以形成聚对苯二曱酸乙二醇酯(PET);和全部或部分溶解于包括但也并非限定于水、乙酸、和N-曱基-2-p比咯烷酮的溶剂，其可以包括进一步的加工，包括但也并非限定于再沉淀更多纯的对苯二曱酸和/或选择性化学:ii^并非羧^团的ltt。特别地包括CTA充分溶解于包括水的溶剂，结合降低醛，特别是4《BA、芴酮、苯酮和/或蒽醌的量的部分氩化。根据本发明的一种实施方案，提供了用于将可氧化芳族^^4勿部分氧化为一类或多类芳族羧酸的方法，其中进料溶剂部^(即"溶剂悉l屮，)的纯度和进料可氧化的^/H勿部^(即"可氧化的^^4勿进朴，)的纯度控制在下面规定的一些范围之内。与本发明的其它实施方案一^，其能^^介质的液相和，如M在，固相和';^^浆#(即，固体+液体)相的纯度控制在下列一些伊逸范围之内。关于溶剂进料，么如的是氧化可氧化芳族^^物以生产芳族羧酸，其中引A^介质的溶剂进料为分析纯乙酸和水的:^^4勿，如通常在实验室M^莫和中试^!^莫中采用的那样。同样，7W口的是，进行可氧化芳族^/^勿的氧化以生成芳族羧酸，其中从制得的芳族羧酸中分离出离开^介质的溶剂并且ate作为进料溶剂循环回^介质中，主要出于制it^本的原因。该溶剂循环导致一些进料杂质和工艺副产物在循环的溶剂中经时间而积累。在再次引7v^介质之前本领域中已知各种方法来帮助純化循环的溶剂。通常，循环溶剂的更高程度纯化导致相对于通过类似方法进行较j財呈度纯化的显著更高的制itA本。本发明的一种实施方案涉及理解和限定溶剂进料之中大量杂质的伊逸范围，其中的许多迄今被认为主要是有利的，由J^1现了在，制:^#*产物纯度之间的最佳平衡。"循环溶剂进料，，在本文中定义为如下的溶剂进料，其以前是在氧化区/反应器中进行氧化的^JS介质的"[5分，并且作为粗制液体和/或浆料产物的-"^分离开氧化区/反应器。例如，用于氧^^t二甲苯而形成TPA的部分氧化反应介质的循环溶剂进料是这样的溶剂，其最初成为部分氧化^J^介质的一部分，M应介质中作为TPA浆料的斜目取出，与大部分固体TPA物质分离，然后返回到部分氧化^介质。如上所述，这种循环溶剂进料易于积累^t各样的不希望的杂质，除非在可观的投f^4^t成本下为溶剂纯^t是^4争定的辅助工艺步骤。出于经济原因，伏逸l也，至少约20wtTo本发明^Jl介质的溶剂进扦为循环的溶剂，更优i^i也至少约40wt%，仍更伊Ci^l也至少约80wt%,Jj^Li4i也至少90wt%。出于制造单元中溶剂库存和生产时间的原因，优i^也，部分循环的溶剂每个才剁乍日通il^介质至少一次，更伊^i也对于至少七个连续操作日每天至少一次，且最伊Ci^也对于至少30个连续操怍日每天至少一次。本发明者已发现，出于反应活性的原因和出于氧化产物中留下的金属性杂质的考虑，循环的溶剂进料之中所选多价金属的浓度伊逸地为下面规定的范围。循环溶剂中铁的浓度伊逸地低于约150ppmw、更伊Ci^也低于约40ppmw、伊Ci^也为0-8ppmw。循环溶剂中镍的浓度伊Ciii也低于约150ppmw、更伊Ci4i也低于约40ppmw、且最优选地为0-8ppmw。循环溶剂中铬的浓度优选地低于约150ppmw、更^i4i也低于约40ppmw、J4^Li4i也为0-8ppmw。循环溶剂中钼的浓度^Li4地低于约75ppmw、更^Li^也低于约20ppmw、JL^^i^也为04ppmw。循环溶剂中钛的浓度伊Ci^也低于约75ppmw、更伊Ci^也低于约20ppmw、且最优逸t也为04ppmw。循环溶剂中铜的浓度^i4i也低于约20ppmw、更^ii^也低于约4ppmw、JLiL^i^也为O-lppmw。循环溶剂中^it常存在其它金属性杂质，通常在与一种或多种上述金属成比值的较^7K平上变化。控制上述金属在优选的范围内#^#其它金属性杂质在适当的水平。这些^属可以源于任意i^v的工艺进料(例如i^的可氧化的化合物、溶剂、氧化剂和催化剂^S^物中的)中的杂质。备选地，该金属可以源于接触Aii介质和/或接触循环溶剂的任意工艺单元中的腐蚀产物。用于控制金属在所公开的浓度范围之内的方法包4链当规定和监控各种进料的纯度与适当构造材料，包括，但并非限定于，许多种商业级的4沐不锈钢，包括^^口为X^目不辦冈和高钼不锈钢的那些等级。本发明者也已发现了循环溶剂中所选芳族^f^物的优选范围。这些包括循环溶剂之中沉淀的和溶解的芳族^/^物。意料不到地，甚至来自部分氧^^j"-二曱苯的沉淀产物(例如TPA)也是循环溶剂中待控制的污染物。由于存M于^介质之中固体7K平的令人吃惊的优选范围，所以溶剂进料中任意沉淀产物直接从可以共同进料的可氧化的^^物的量中减去。另外，已发现，在高水平进料循环溶剂中的沉淀TPA固体不利地影响沉淀氧化介质之中形成的颗粒的棒l"生，导致下游才^ft(例如，产物it^虑、溶剂洗涤、粗制产物的氧化蒸煮、溶解粗制产物用于进一步处理，等等)中不期望的特性。循环溶剂进料中W定固体的另一不期望的棒^^于，相对于^^人中获得大量循环溶剂的TPA浆料之内的固体本体中的杂质浓度，这些经常含有极高7K平的^定杂质。可能t也，在悬浮于循环溶剂中的固体中发现的高水平杂质可能与一些杂质从循环溶剂中沉淀的成核时间和/或循环溶剂的^M卩相关，无i^丈意的或者由于环境损失。例如，相对于在160。C下从循环溶剂中分离的TPA固体中发现的浓度，在80。C下在循环溶剂中存在的固体中发现了高显色的和不期望的2,6-^r^基芴酮的浓度处于显著更高的水平。类似地，相对于来自^介质的TPA固体中发现的水平,在循环溶剂中存在的固体中发现了显著更高水平的间^曱酸的浓度。确切地，当再次引入到^介质时，循环溶剂之中夹带的特定^定杂质怎样表j赠上去在变化。这点可能^a负于杂质在a介质的液相之内的相冲溶解性，可能^a负于:^定杂质怎样在^J定固R内分层，和可能^i负于固体首先再次iiA^介质的位置处TPA沉淀的局部速率。由此，本发明者已发现控制循环溶剂中一些杂质的水平是有用的，如下所述，不i組些杂质是以溶解形i^在于循环溶剂中或者为其中夹带的颗粒。循环溶剂中存在的沉淀固体的量通过如下重量法来确定。从^I介质的溶剂供给中取出代表性试样，此时溶剂在朝向^介质的导管中流动。有用的试样大小为具有约250毫升内体积的玻璃容器中俘获的约100g。在#^文到大^之前，^L^时连续地流向试片羊容器，将循环溶剂^H卩到低于100°C;该^卩是为了限制在密封关闭在玻璃容器中之前短间隔期间的溶剂蒸发。在大^￡下俘获^#之后，将玻璃容器立即密封关闭。Ite使^^羊冷却到约20。C，同时在约20。C下由大气包围且没有强制对流。在达到约20。C之后，将该^###在该条件下至少约2小时。随后，将密封容器剧烈振荡直到获得视觉上均匀分布的固体。之后，立刻将磁力搅拌棒加到^#容器中并iUfe足以有效地保持均匀分布的固体的速率下旋转。通过吸液管取出具有悬浮固体的10毫升等^^#"給液体并称重。，通过真空i^虑从该等^SW羊中分离液相本体，仍然在约20。C下并iL^效地不损失固体。te将从该等分试样中过滤出的潮湿固体干燥，有效地不使固体升华，并称重这些干燥的固体。干燥固体的重量与原始等分^f羊浆料的重量之比为固体分数，通常表示为百分数并JMi本文中称为溶剂进料中的"在20。C^i定固体"的量。本发明者已发现，溶解于録介质液相的且包含缺少非芳族烃基的芳族羧酸(例如间笨二曱酸、苯甲酸、邻苯二曱酸、2,5,4，-三^JJ^^)的芳族^^物为意料不到地有害的组分。虽然这些^^^相对于具有非芳力^圣基的可氧化的^^物在目标^介质中化学絲性Pff^艮多，但是本发明者已发现，这些^^4勿仍然进行大量有害的反应。由此，有益的是控制^介质的液相中这些^/^物的含量在伊述范围之内。逸存、导致循环溶剂i^牛中所选^/^f勿的伊逸范围以及可氧化的芳族^^4勿进料中所选前体的伏选范围。例如，^^-二甲^^相部分氧化为对苯二曱酸(TPA)中，本发明者已发现，当间-取代的芳族^^4勿在^j!l介质中衬极低时，^1介质和产物排》狄中实质上不^f&则到高显色的和不期望的杂质2，7-^基芴酮(2,7-DCF)。本发明者已发现，当溶剂进料中存在增高衬的间仁甲酸杂质时，2，7-DCF的形成以几乎正比例上升。本发明者也已发现，当对-二甲苯进料存在间-二曱苯杂质时，2,7-DCF的形成再次以几乎正比例上升。另夕卜，即使溶剂进津沐可氧化的^^^勿i^牛缺乏间-取代的芳族^^物，本发明者已发现，在非常纯的对-二曱苯的典型部分氧化期间形成了一些间g曱酸，特别是当^JI介质斜目中存在苯曱酸时。这种自身形成的间笨二曱酸可能，归因于其相对于TPA在包含乙酸和水的溶剂中溶觯性更大，在采用循环溶剂的商用单元中随时间的推移而聚集。由此，溶剂进料中间^甲酸的量、可氧化的芳族^^f勿进料中的间-二甲苯的量和a介耗间^i甲酸的^f可^I平衡。已发现间^甲酸除了形成2,7-DCF^NLii行额外的消耗性^，如下所述。另夕卜，本发明者已发现，当^H"-二曱苯部分氧化为TPA中诏艾适当范围的间-取代的芳族物质时存在其它问题要考虑。其它高显色的和不期望的杂质(如2，6-二羧酸芴酮(2，6-DCF))显示主要与溶解的、对-取代的芳族物质相关，该物质经常与液相氧化的对-二曱苯进一f-^存在。由此，最好结合其它显色杂质的产生水平来考虑2，7-DCF的抑制。例如，^t-二甲^^相部分氧化为TPA中，本发明者已发现，偏苯三酸的形成^t^介质之内的间&曱酸和邻#^曱酸^f:升高而上升。偏苯三^7导致由TPA生产PET期间聚^^勿链支化的三官能羧酸。在许多种PET应用中，必须控制支化度到JM^平，并且因此必须控制纯化的TPA中偏苯三酸到^7K平。除了导致偏苯三酸^卜，a介质中的间-取代的和邻-取代的物质的存在也导致生成其它三羧酸(例如1，3,5-三^^)。另夕卜，^介质中三羧酸的增力口存在增加了四羧酸(例如1，2,4,5-四^#:)的形成量。控制具有两个以上羧酸基团的全部芳族羧酸的总产量是^^循环溶剂进料中、可氧化的^/^4勿进料中、和4M居本发明的^介质中的间-取代的和邻-取代的物质的伊逸水平的一种因素。例如，^寸-二曱苯^^相部分氧化为TPA中，本发明者已发现，^介质液相中;W缺少非芳族烃基的溶解的芳族羧酸的^1:增加直M致一氧^^和二氧^/友的产量增加。这种碳氧化物产量的增力口表示氧化剂和可氧化的^/^4勿二者的产率损失，后者因为许多种共同生成的芳族羧酸，其一方面可以看作杂质，另一方面也具有商业价值。由此，从循环溶剂中适当除^:少非芳族烃基的相对可溶1"生羧酸在防止可氧化芳族^^4勿和氧化剂的产^^员失方面具有经^f介值,另外^i中制了非常不期望的杂质如各种芴酮和偏苯三酸的生成。例如，树-二曱^iM目部分氧化为TPA中，本发明者已发现，2，5，4，-三羧_^的形成似乎不可避免。2，5,4，-三^^:为由两个芳环^^形成的芳族三羧酸，可能由溶解的对-取代的芳族物质与芳基^^，该芳基可能是由对-取代芳族物质的脱^&作用或脱^4作用而形成的芳基,。幸逸地，2,5，4，-三^:苯通常在相对于偏苯三^^低的水平下生成并且在生产PET期间通常不会导致与聚^f勿W支^N)关的困难显著增加。但是，；^发明者已发J见，才艮才居^^发明的伊c选实施方案，在包括^^芳烃氧化的^JI介质中2，5,4，-三mj^苯的含量升高导致高显色的和不期望的2,6-DCF的^4升高。增加的2，6-DCF可能由2，5，4，-三羧，苯通过闭环并失去水分子而形成，但是确切的^机理并不确定。如果使聚积过高，土2，6-DCF的转^ii率可^变为不可接受地大。'^、、例如，^J^-二曱^^相部分氧化为TPA中，本发明者已发现，当以足够浓度存在于液相中时，缺乏非芳族烃基的芳族羧酸(例如间仁曱酸)通常导^L^介质化学反应性的轻微抑制。例如，^t-二曱苯液相部分氧化为TPA中，本发明者已发现，对于固相和液相中不同化学物质的相对浓度来说;^定经常是非理想的(即非平衡的)。可能，这是因为在本文中伊逸的空时^速率下沉^it率极快,导致不理想的杂质共同^j定，或者甚至阻塞。由此，当期望限制粗制TPA之中的一些杂质(例如偏苯三酸和2，6-DCF)的浓度时，由于下游单^U喿怍的结构，伏i^也控制溶剂进料中它们的浓度以^jS介质中它们的生^it率。例如，本发明者已发现，在对-二曱苯部分氧化期间生成的二苯甲酮^^f勿(例如4，4，-二^J^苯曱酮和2，5,4，-三^1^苯曱酮)在PET^介质中具有不期望的影响，即使二苯曱酮^^物在TPA中本质上不如芴酮和蒽醌那么高显色。因此,期望地在循环溶剂和可氧化的^^4勿进料中限制二苯曱酮的存在和选择前体。另夕卜，本发明者已发现，高7K平苯曱酸的存在，无论容纳于循环溶剂中或者形成于^I介质中，均导致4,4，-nM^苯曱酮的生^i4率升高。回顾一下，本发明者已发现和充分地量化了关于^t-二甲苯液相部分氧化为TPA中存在的缺少非芳^J:至基的芳族^^物的意料不到的大批反应。只是扼要重i^L曱酸的单一情形，本发明者已发现，本发明一些实施方案的^JI介质中苯曱酸水平升高导致高显色和不期望的9-芴酮-24友酸的生成大大增加，导致4，4，-^^的水平大大增力口，导致4,4，-^fci苯曱酮的水平增力口，导致对-二曱苯期望的氧化的化学^性稍微被抑制，和导致碳氧化物的水平升高以及附带的产率损失。本发明者已发现，^JI介质中苯曱酸水平升高也导致间苯二曱酸和邻苯二甲酸的产量增加，根据本发明的类似方面其水平期望^M空制在低范围内。涉;^L曱酸的，的数量和重要性可能甚至更意料不到，因为一些最近的发明者预期使用苯曱i^代替乙酸作为溶剂的主要组納例如参见US6，562,997)。另夕卜，本发明者已发现，^t-二曱苯氧化期间苯曱酸以相对于其由杂质(例如通常在包含商业纯度的对-二曱苯的可氧化的化合物进料中发现的曱苯和乙苯)的形成显著重要的速率自我生成。另一方面，本发明者已发现了就可氧化芳族^^物的存在而言和就芳力k应中间体而言(二者均保留非芳族烃基并且目对可溶于循环溶剂)，对循环溶剂组成的额夕卜控制具有很小的价值。通常来说，这些^/^4勿以14^上大于它们存在于在循环溶剂中的速率进料到或者形成于^JI介质之中；并iL^介质之中这些^/^勿的消寿链率足够大，保留一个或多个非芳族烃基，以适当地限制它们在循环溶剂之中的聚积。例如，在多相^I介质中的对-二曱苯的部分氧化期间，对-二甲苯与大量溶剂4蒸发到有限的程度。当这种蒸发的溶剂作为-^分废气离开反应器并且冷凝回收作为循环溶剂时，绝大部分蒸发的对-二曱苯也在其中冷凝。不必要限制循环溶剂中这种对-二曱苯的浓度。例如，如a浆料离开对-二甲苯氧化^介质时从固体中分离溶剂，这种回收的溶剂#^有与^/^^介质中除去的点的所表示的浓度相似的溶解的对-曱苯曱酸。虽然可能重要的是限制反应介质液相之中对-曱苯甲酸的静止浓度，参见下面，但是相对于^介质之中对-曱苯曱酸的形成，由于其相对良好的溶解性和低的质量流速，不必要单独调节这部分循环溶剂中的对-曱苯曱酸。类似地，本发明者已发现几乎没有理由来限制具有曱1^^4的芳族^^^勿(例如甲苯曱酸)、芳族斷例如对仁曱醛)、具有羟基-曱^W^4的芳族^H勿(例如4-羟曱絲曱酸)、和含有至少一个非芳族烃基的溴代芳族^/^物(例如a-溴-对-甲苯甲酸)在循环溶剂中的浓度低于从反应介质(根据本发明优选实施方案在二曱苯部分氧化中发生的)中离开的液相中固有存在的浓度。意料不到地，本发明者也已发现，也不必^调节循环溶剂中在二曱苯部分氧化期间固有生成的所选酚的浓度，因为这些^^汤以大大高于它们在循环溶剂中的存在的速率在^Jl介质之中形成和破坏。例如,本发明者已发现，当以每lkg对-二甲苯超过2g4-羟絲甲酸的速率共同进料时，在本发明的伊逸实施方案中，4-羟基苯曱酸相对少地影响化学反应性，所述进冲4^变大大高于循环溶剂中的自然存在，尽管其〗^A已报道为类似^介质中的主要有害物(例如参见WPartenheimer,CatalysisT由23(1995)第81页)。由此，在设定J脉所公开的溶剂进料中各种芳族杂质的伊逸范围中存在多种反应和多种考虑。这些发JJ^艮据在设定时间段期间、伏选1天、更伊J逸1小时、JL^伊逸1分钟i^+到^介质的4^溶剂物流的总体重均组成来陈述。例如，如果一种具有40ppmw间苯二曱酸的组成的溶剂进料以7kg/min的流iU^^上连续地流动，具有2000ppmw间笨二曱酸的组成的第二溶剂进料以10kg/min的流ii!4Ui连续地流动，并且不存在iiA^介质的其它溶剂i^H"流，那么溶剂进料的总体重均组成计算为(4(^7+200(m0)/(7+10:H193ppmw间苯二曱酸。值得注意的是，在itA^介质之前可能与溶剂进料混合的各种可氧化的^^勿进料或者各种氧化剂进料的重量在计算溶剂进料的总体重均组成时不作考虑。下面表1列出了引A^I介质的溶剂进料中一些组分的伊Ci^值。表1中所列的溶剂进料组^4口下:4-^J^曱^(4《BA),4，4，-^^芪(4，4，-DCS)，2，6-二氛基蒽醌(2，6-DCA)，2，6-二氛基芴酮(2,6-DCF),2，7-^tt芴酮(2,7-DCF)，3,5-^^基芴酮(3,5-DCF)，9-芴酮-2类酸(9F-2CA),9-芴酮4类酸(9F4CA)，包括未单独列出的其它芴酮的全部芴酮(全部芴酮)，4,4，-1酸^(4,4，-DCB),2，5，4，-三^J^苯(2，5,4，-TCB),邻^曱酸(PA)，间笨二曱酸(IPA),苯曱酸(BA)、偏苯三酸(TMA)，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，-二羧基二苯曱酮(4,4，-DCBP)，2,5,4，-三羧基二苯曱酮(2,5，4，-TCBP),对仁甲酸(TPA),在20°C下^it的固体，和缺少非芳族烃基的^P芳族羧酸。下面表1提供了根据本发明实施方案生成的CTA中这些杂质的表l引A^介质的溶剂絲的组分<table>tableseeoriginaldocumentpage61</column></row><table>循环溶剂中通常也存在多种其它芳族杂质，通常在甚至更低的水平和/或与一种或多种所公开的芳族化合物成比例地变化。用于控制所公开的芳族化合物在优选范围内的方法也通常保持其它芳族杂质在适当的水平。当反应介质中使用溴时，已知大量的离子形式溴和有机形式溴处于动态平衡。这些多种形式的溴一旦离开反应介质并且通过各种和循环溶剂有关的单元操作后具有不同的稳定特性。例如，a-溴-对-曱苯曱酸可以在一些条件下同样地继续存在或者可以在其它条件下快速水解以形成4-羟基曱基苯曱酸和溴化氢。在本发明中，优选地在反应介质的总体溶剂进料中存在的溴的总质量中，至少约40wt。/。、更优选地至少约60wt。/Q、且最优选地至少约80wt。/。为一种或多种下列化学形式离子溴、a-溴-对-曱苯曱酸、和溴代乙酸。虽然控制溶剂进料的总体重均纯度在本发明所公开的、期望的范围之内的重要性和价值迄今并未被发现和/或公开，但是用于控制溶剂进料纯度的适宜方法可以从本领域已知的多种方法中组配而成。首先，从反应介质中蒸发的任意溶剂通常具有适宜的纯度，前提是反应介质中的液体或固体没有被蒸发的溶剂夹带。将回流溶剂液滴进料到反应介质上方的废气脱离空间，如本文中所公开的那样，适当地限制了这种夹带；并且相对于芳族化合物来说适宜纯度的循环溶剂可以从这种废气中冷凝形成。其次，困难更大且成本更高的循环溶剂进料的纯化通常与从反应介质中以液体形式取出的溶剂和随后接触从反应容器中取出的反应介质的液相和/或固相(例如，从浓缩和/或洗涤固体的过滤器中获得的循环溶剂，从浓缩和/或洗涤固体的离心机中获得的循环溶剂，和从结晶操作中获得的循环溶剂，等等)的溶剂相关。但是，本领域中也公知用于采用一种或多种现有公开内容进行这些循环溶剂物流的必要纯化的方法。就控制循环溶剂中的沉淀固体在规定的范围之内而言，适宜的控制方法包括但并非限定于，重力沉降、在旋转带式过滤器和旋转桶式过滤器上使用滤布的机械过滤、采用位于压力容器内的静态过滤介质的机械过滤、水力旋流器、和离心机。就控制循环溶剂中溶解的芳族物质在规定的范围之内而言，控制方法包括、但并不为参考)中所公开的那些。但是，这些现有发明中都没有发现和公开如本文中所公开的总体溶剂进料中纯度的优选水平。相反地，这些现有发明仅仅提供了纯化所选的部分循环溶剂物流的方法，并未推断出反应介质的总体重均溶剂进料组成的本发明的最佳值。现在转向可氧化的化合物进料的纯度，公知的是，在用于聚合物生产的纯化TPA中存在一定水平的间苯二曱酸、邻苯二甲酸、和苯曱酸且在低水平下是可忍受的。另外，已知这些物质相对更溶于多种溶剂且可以有益地通过结晶工艺从纯化的TPA中除去。但是，从本文中所公开的本发明实施方案来看，现在已知在反应介质的液相中控制几种相对可溶的芳族物质(特别是包括间苯二曱酸、邻苯二甲酸、和苯曱酸)的水平，对于控制反应介质中形成的多环和显色芳族化合物的水平、对于控制每个分子具有多于2个羧酸官能团的化合物、对于控制部分氧化反应介质之内的反应活性、和对于控制氧化剂和芳族化合物的产率损失来说是令人吃惊地重要。本领域中公知的是，在反应介质中形成了间苯二曱酸、邻苯二甲酸、和苯曱酸，如下所述。间-二甲苯进料杂质以良好转化率和产率被氧化成IPA。邻-二曱苯进料杂质以良好转化率和产率被氧化成邻苯二甲酸。乙苯和曱苯进料杂质以良好转化率和产率被氧化成苯曱酸。但是，本发明者已发现，大量的间苯二曱酸、邻苯二曱酸、和苯甲酸也通过间-二甲苯、邻-二甲苯、乙苯、和曱苯氧化之外的方式形成于包含对-二曱苯的反应介质之内。这些其它本质的化学路线可能包括脱羰基化、脱羧基化、过渡态的结构重组、和甲基与羰基加成到芳环上。在确定可氧化的化合物进料中杂质的优选范围时，多种因素是相关的。如果氧化产物的纯度要求是相当严格的(例如，在用于部分氧化对-二曱苯的反应介质中，通常发现于工业纯对-二曱苯中的曱苯、和乙苯导致形成苯甲酸，并且这种苯曱酸大量地从大多数商业化的TPA中除去)，那么进料中的任意杂质可能是直接的产率损失和产品纯化成本。当进料杂质的部分氧化产物参予另外的反应时，那么在考虑承受多少进料纯化成本时，简单的成本损失和去除之外的因素变为适宜的(例如，在用于部分氧化对-二甲苯的反应介质中，乙苯导致苯曱酸，并且苯甲酸随后导致高显色的9-药酮-2-羧酸、导致间苯二甲酸、导致邻苯二曱酸、和导致增加的碳氧化物，及其他)。当反应介质通过与进料杂质不直接相关的化学机理自身形成额外量的杂质时，该分析变得仍更复杂(例如，在用于部分氧化对-二曱苯的反应介质中，苯甲酸也自身形成于对-二曱苯本身)。另外，粗制氧化产物的下游处理可以影响对于优选进料纯度的考虑。例如，去除直接杂质(苯曱酸)和随后杂质(间苯二曱酸、邻苯二曱酸、9-芴酮-2-羧酸等)到合适水平的成本可以是一种并且相同，可以是彼此不同，并且可以不同于将大大不相关的杂质(例如对-二曱苯氧化为TPA中的不完全氧化产物4-CBA)除去的要求。下面公开的用于对-二曱苯的进料纯度范围为优选的，其中对-二曱苯与溶剂和氧化剂一起进料到反应介质中用于部分氧化以生产TPA。这些范围在具有用于从反应介质中除去氧化剂和溶剂之外的杂质(例如催化剂金属)的氧化后续步骤的TPA生产方法中是更优选的。这些范围在从CTA中除去额外的4-CBA的TPA生产方法中是仍更优选的(例如，通过CTA转化为对苯二曱酸二曱酯和杂质酯并且随后通过蒸馏分离4-CBA的甲酯，通过氧化蒸煮法将4-CBA转化为TPA，通过氢化方法将4-CBA转化为对-甲苯甲酸，其随后通过部分结晶方法来分离)。这些范围在通过氧化蒸煮法将4-CBA转化为TPA而从CTA中除去额外的4-CBA的TPA生产方法中是最优选的。通过在循环芳族化合物的优选范围以及直接由进料杂质氧化形成的芳族化合物(和其它固有的化学路线相比)的相对量方面的新知识，已发现了对于进料到TPA生产的部分氧化工艺中的不纯对-二甲苯而言改进的杂质范围。下面表2提供了对-二曱苯进料中间-二曱苯、邻-二甲苯、和乙苯+甲苯量的优选值，表示为对-二曱苯的ppmw。表2-不纯对-二曱，阡的组分<table>tableseeoriginaldocumentpage64</column></row><table>*乙苯和甲苯的规定分别是单独的且以总和计本领域技术人员现在意识到，不纯对-二曱苯中的以上杂质可以在它们的部分氧化产物在循环溶剂中聚集之后对反应介质具有最大的影响。例如，当在反应介质中具有约33wt。/o固体下操作时，进料最优选范围上限量的间-二曱苯，400ppmw,将在反应介质的液相中立即生成约200ppmw间苯二甲酸。将这与间苯二曱酸在循环溶剂中最优选范围的上限量输入(400ppmw)进行比较，在经历通常的溶剂蒸发以使反应介质冷却之后，所述400ppmw导致在反应介质的液相内达到约1200ppmw的间苯二甲酸。由此，随着时间的推移部分氧化产物在循环溶剂之内的聚集表现了不纯对-二甲苯进料中间-二甲苯、邻-二甲苯、乙苯、和甲苯杂质的最大可能的影响。由此，不纯对-二曱苯进料中杂质的上述范围对于在特定制备单元中任意部分氧化反应介质的每天操作而言优选保持至少半天，更优选地对于至少7天连续操作而言保持至少四分之三每天，最优选地对于至少30天连续操作而言不纯对-二曱苯进料组合物的质量加权平均值(mass-weightedaverage)落在4尤选范围之内。用于获得优选纯度的不纯对-二曱苯的方法是现有技术中已知的并且包括但并不限定于蒸馏，在亚室温下部分结晶法，和使用选择性孔径吸附的分子筛法。但是，本文中所规定的纯度优选范围，在它们的高端，比对-二甲苯的商业供应商的特征实践更要求更高和更昂贵；然而在它们的低端，优选范围避免了为了进料到部分氧化反应介质中而对对-二曱苯的高成本纯化，这是由于发现和公开了对-二甲苯自身中的杂质自身形成和反应介质内的杂质消耗反应的组合效果变得比不纯对-二甲苯之内杂质进料速率更重要。当含二甲苯的进料物流含有所选的杂质(如乙苯和/或甲苯)时，这些杂质的氧化可以生成苯曱酸。本文中所使用的术语"杂质生成的苯曱酸"表示在二甲苯氧化期间衍生自二甲苯之外的任意原料的苯曱酸。如本文中所公开的那样，一部分二甲苯氧化期间生成的苯甲酸衍生自二曱苯本身。除了可能是杂质生成的苯曱酸的任意部分苯曱酸生成之外，这种由二曱苯生成苯曱酸是独立的。不受理论限制，认为是当各种二甲苯的中间氧化产物自发地脱羰基化(失去一氧化碳)或脱羧基化(失去二氧化碳)以由此生成芳基时，苯曱酸衍生自反应介质之内的二曱苯。这些芳基可以随后从反应介质中多种可获得的原料之一中提取氬原子并且形成自身生成的苯曱酸。不论化学机理如何，本文中所使用的术语"自身生成的苯曱酸"将表示在二曱苯氧化期间衍生自二甲苯的苯曱酸。另外如本文中所公开的那样，当对-二曱苯氧化生成对苯二曱酸(TPA)时，自身生成的苯曱酸的形成导致对-二曱苯产率损失和氧化剂产率损失。另夕卜，反应介质液相中自身生成的苯甲酸的存在与多种不期望的副反应的增加相关，特别包括称为单-羧基-药酮的高显色化合物的生成。自身生成的苯曱酸也有助于循环溶剂中苯甲酸不期望的聚集，其进一步提高了反应介质液相中苯曱酸的浓度。由此，自身形成的苯曱酸的形成期望最小化，但是也同时与杂质生成的苯甲酸、影响苯曱酸消耗的因素、和反应选择性的其它问题有关的因素、和整体经济性一起进行适当地考虑。本发明者已发现，苯甲酸的自生成可以通过适当选择例如氧化期间反应介质之内的温度、二甲苯分布、和氧获得性来控制到低水平。不希望受理论限制，较低温度和改进的氧获得性显示抑制脱羰基化和/或脱羧基化速率，由此避免了关于自身生成苯曱酸的产率损失。充足的氧获得性似乎将芳基推向形成其它更有利的产物，特别是羟基苯甲酸。反应介质中二曱苯的分布也可以影响芳基转化为苯曱酸或羟基苯曱酸之间的平衡。无论化学机理如何，本发明者已发现反应条件虽然温和得足以降低苯曱酸产量，但是仍剧烈到足以将大部分羟基苯曱酸产量氧化为一氧化碳和/或二氧化碳(其容易从氧化产物中除去)。在本发明的优选实施方案中，氧化反应器以这样的方式来构造和操作，即使得自身生成的苯曱酸的形成最小化并且羟基苯曱酸氧化为一氧化碳和/或二氧化碳最大化。当氧化反应器被用于将对-二甲苯氧化为对苯二曱酸时，优选地，对-二甲苯占引入反应器的进料流中全部二曱苯的至少约50wt%。更优选地，对-二曱苯占进料物流中全部二曱苯的至少约75wt%。仍更优选地，对-二曱苯占进料物流中全部二甲苯的至少95wt%。最优选地，对-二曱苯基本上构成全部进料物流中的所有二曱苯。当反应器被用于将对-二曱苯氧化为对苯二甲酸时，优选地使对苯二曱酸的生产速率最大化，同时使自身生成的苯甲酸的生产速率最小化。优选地，对苯二曱酸的生产速率(重量)与自身生成的苯甲酸的生成速率(重量)之比为至少约500:1，更优选地至少约1000:1,且最优选地至少1500:1。如下将看到的那样，优选在反应介质液相中苯曱酸的浓度低于2000ppmw、更优选地低于1000ppmw、且最优选地低于500ppmw时，测量自身生成的苯曱酸的生产速率，因为这些低浓度将苯甲酸转化为其它化合物的反应抑制到适宜的低速率。结合自身生成的苯曱酸和杂质生成的苯甲酸，对苯二甲酸的生产速率(重量)与全部苯曱酸(自身生成的和杂质生成的)的生产速率(重量)之比优选地为至少约400:1，更优选地至少约700:1，且最优选地至少1100:1。如下将看到的那样，优选在反应介质液相中苯曱酸的浓度低于500ppmw时，测量自身生成的苯甲酸加上杂质生成的苯曱酸的总生产速率，因为这些低浓度将苯甲酸转化为其它化合物的反应抑制到适宜的低速率。如本文中所公开的那样，反应介质的液相中升高浓度的苯曱酸导致多种其它芳族化合物的形成增加，其中几种为TPA中的有害杂质；并且，如本文中所公开的那样，反应介质的液相中升高浓度的苯甲酸导致碳氧化物气体的形成增加，其形成代表了氧化剂和芳族化合物和/或溶剂的产率损失。另外，现在公开的是，本发明者已发现，相当大部分这种增加的其它芳族化合物和碳氧化物的形成是衍自一些苯曱酸分子本身转化的反应，这和苯曱酸催化其它反应(苯甲酸自身不消耗)不同。因此，"苯甲酸的净生成"在本文中定义为相同时间段期间全部离开反应介质的苯甲酸的时间平均重量减去全部进入反应介质的苯曱酸的时间平均重量。这种苯曱酸的净生成经常是正的，其受制于杂质生成的苯曱酸和自身生成的苯曱酸的形成速率。但是，本发明者已发现，苯甲酸转化为碳氧化物、和转化为几种其它化合物的转化速率随着反应介质的液相中苯甲酸浓度增加而近似线性增加，其中在包括温度、氧获得性、STR、和反应活性的其它反应条件保持近似恒定时测量。由此，当反应介质的液相中苯甲酸浓度足够大时(可能由于循环溶剂中苯甲酸浓度升高)，那么苯甲酸分子转化为其它化合物(包括碳氧化物)可以变为等于或大于新苯曱酸分子的化学生成。此时，苯曱酸的净生成可以变为平衡地接近于零或者甚至负值。本发明者已发现，苯曱酸的净生成为正时，那么反应介质中对苯二曱酸的生产速率(重量)相对于反应介质中苯曱酸的净生成速率之比优选地高于约700:1，更优选地高于约1100:1，且最优选地高于4000:1。本发明者已发现，当苯甲酸的净生成为负时，反应介质中对苯二曱酸的生产速率(重量)相对于反应介质中苯曱酸的净生成速率之比优选地高于约200:(-1),更优选地高于约IOOO:(-I),且最优选地高于5000:(-1)。组成和对于该浆料的固体CTA部分^优选范围。该^选的浆料和优选的CTA组成是令人吃惊地优异且有用的。例如，通过氧化蒸煮从该优选的CTA中制得的纯化TPA具有充分低水平的总杂质和显色杂质，使得该纯化TPA对于PET纤维中的多种应用和PET包装应用是适宜的，无需氢化额外的4-CBA和/或显色杂质。例如，优选的浆料组成提供了重要杂质浓度相对低的反应介质的液相，这样重要地降低了其它甚至更加不期望的杂质(如本文中所描述的那些)的形成。另外，根据本发明的其它实施方案，优选的浆料组成重要地有助于随后处理来自浆料的液体，以变为适宜纯度的循环溶剂实施方案。依据本发明一种实施方案生产的CTA含有少于通过传统方法和设备生产的CTA的所选类型杂质，特别是采用了循环溶剂的那些。可以存在于CTA中的杂质包括下列4-羧基苯曱醛(4-CBA)，4，4，-二羧基芪(4,4，-DCS)，2，6-二羧基蒽醌(2,6-DCA)，2,6-二羧基芴酮(2,6-DCF)，2，7誦二羧基芴酮(2，7-DCF),3，5-二羧基芴酮(3，5-DCF)，9-药酮-2-羧酸(9F-2CA)，9-芴g同4-羧酸(9F-4CA)，全部芴酮，其包括其它未单独列出的药酮(全部芴酮)、4,4，-二羧基联苯(4，4，-DCB)、2，5，4，-三羧基联苯(2,5,4，-TCB)、邻苯二甲酸(PA)、间苯二曱酸(IPA)、苯曱酸(BA)、偏苯三酸(TMA)、对-曱苯曱酸(PTAC)、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，-二羧基二苯曱酮(4,4，-DCBP)、2，5，4，-三羧基二苯甲酮(2,5，4，-TCBP)。下面表3提供了依据本发明实施方案生产的CTA中这些杂质的优选量。表3-CTA杂质杂质名称(ppmw):更舰量(pp雨)(PP—4-CBA<15,000100-8,000400-2,0004,4'-DCS<12<6<32,6-DCA<9<6<22,6-DCF<1002-505-252,7-DCF<30<15<53,5.DCF<16<8<29F-2CA<16<8<49F4CA<8<4<2全部药酮<1002-604-354,4,-DCB<64、2-22,5，4,'TCB<24<12<8PA<2003-1005-50IPA<80010-40020-200BA<6005-30015-100TMA<8QQ10-400PTAC<2,00010-1,00050-5002,6-DCBC<64<32<84,4'-DCBZ<12<8<44,4'-DCBP<40<30<202,5,4'-TCBP<32<16<4另外，优选地，依据本发明实施方案生产的CTA具有相对于通过传统方法和设备生产的CTA更低的颜色含量，特别是采用循环溶剂的那些。由此，优选地，依据本发明一种实施方案生产的CTA在340nm处的百分比透射率为至少约25%,更优选地至少约50%，且最优选地至少60%。另外优选地，依据本发明一种实施方案生产的CTA在400nm处的百分比透射率为至少约88%，更优选地至少约90%,且最优选地至少92%。用于百分比透射率的测试提供了对存在于TPA或CTA中的显色的、吸光杂质的测量。如本文中所使用的那样，该测试表示在通过将2.00g干燥固体TPA或CTA溶解于20.0毫升分析纯或更好的二甲基亚砜(DMSO)制得的一部分溶液上进行测量。随后将一部分该溶液置于Hdlma半-显樹:流槽(semi-microflowcell),PN176.700中，其由石英制成并且光程为1.0cm和体积为0.39毫升。(HellmaUSA，80SkylineDrive,Plainview,NY11803)。使用Agilent8453二极管阵列分光光度计来测量通过该填充的流槽的不同波长光的透射率。(AgilentTechnologies,395PageMillRoad,PaloAlto，CA94303)。在对背景吸收进行适当修正之后(所述背景包括但并不限定于所用的流槽和溶剂)，通过机器直接报道百分比透射率结果，用于表征透过溶液的入射光的份数。在340nm和400nm光波长下的百分比透射率值特别适用于从多种通常在其中发现的杂质中鉴别纯TPA。下面表4中提供了反应介质的浆料(固体+液体)相中多种芳族杂质的优选范围。表4-浆料杂质<table>tableseeoriginaldocumentpage70</column></row><table>这些浆料的优选组成体现了反应介质液相的优选组成，同时有用地避免了和下述情况有关的实验上的困难所述情况即为在从反应介质中取样、分离液体和固体、以及转变到分析条件的过程中另外的液相组分从反应介质中沉淀成固相组分。反应介质的浆料相中和反应介质的CTA中也通常存在多种其它芳族杂质，通常在甚至更低水平下和/或与一种或多种所公开的芳族化合物成比例地变化。控制所公开的芳族化合物在优选范围之内将保持其它芳族杂CTA而言，这些有利J成通过;本文中所公开的;于将对-二曱;部分氧化为TPA的本发明实施方案的操作来获得。采用液相色谱法测量溶剂、循环溶剂、CTA、来自反应介质的浆料和PTA中低水平组分的浓度。现在描述两种可互换的实施方案。本文中称为HPLC-DAD的方法包括与二极管阵列传感器(DAD)耦合的高压液相色谱(HPLC),由此提供给定试样中各种分子物质的分离和量化。用于该测量的设备为型号1100HPLC，其装配有DAD,由AglientTechnologies(PaloAlto,CA)提供，但是其它适宜设备也可以从其它供应商那里商购获得。如本领域中公知的那样，使用以已知量存在的已知化合物来校正洗脱时间和4全测器响应，所述化合物和用量对在实际未知试样中存在的那些而言是合适的。本文中称为HPLC-MS的方法包括与质谱(MS)耦合的高压液相色谱(HPLC),由此提供给定试样中各种分子物质的分离、鉴别和量化。用于该测量的i殳备为由WatersCorp.(Milford,MA)提供的AllianceHPLC和ZQMS，但是其它适宜设备也可以从其它供应商那里商购获得。如本领域中公知的那样，使用以已知量存在的已知化合物来校正洗脱时间和质镨响应，其中所述化合物和用量对在实际未知试样中存在的那些而言是合适的。本发明另一实施方案涉及部分氧化芳族可氧化的化合物，同时在一方面对有害芳族杂质的抑制和另一方面二氧化碳与一氧化碳(统称为碳氧化物(COx))的形成之间进行适当地平衡。这些碳氧化物通常在废气中离开反应容器，并且它们对应于溶剂和可氧化的化合物的破坏性损失，所述可氧化的化合物包括极优选的氧化衍生物(例如乙酸、对-二曱苯、和TPA)。本发明者已发现了碳氧化物形成的下限，低于该下限时其似乎大量生成有害芳族杂质，如下所述，并且低的总体转化水平必然太差以至于无经济实用性。本发明者也已发现了碳氧化物的上限，高于该上限时碳氧化物的生成继续增加，同时几乎没有了由有害芳族杂质减少生成所带来的进一步价值。本发明者已发现，降低反应介质中芳族可氧化的化合物进料和芳族中间体物质的液相浓度导致在部分氧化芳族可氧化的化合物期间有害杂质的生成速率更低。这些有害杂质包括偶联芳环和/或含有高于期望数量的羧酸基团的芳族分子(例如，在对-二曱苯的氧化中，有害杂质包括2，6-二羧基蒽醌、2,6-二羧基芴酮、偏苯三酸、2,5,4，-三羧基联苯、和2,5，4，-二苯曱酮)。芳族中间体物质包括起源于可氧化芳族化合物进料且仍含有非芳族烃基的芳族化合物(例如，在对-二甲苯的氧化中，芳族中间体物质包括对-曱苯甲醛、对苯二甲醛、对-曱苯曱酸、4-CBA、4-羟基曱基苯曱酸、和a-溴-对-曱苯曱酸)。保留非芳族烃基的芳族可氧化的化合物进料和芳族中间体，当存在于反应介质的液相中时，显示以类似于本文中对于缺少非芳族烃基的溶解芳族物质已描述的方式导致形成有害杂质(例如，间苯二曱酸)。比照这种对于较高反应活性的需求以抑制部分氧化可氧化芳族化合物期间有害芳族杂质的形成，本发明者已发现，不期望的附带结果是碳氧化物的生产增加。重要理解的是，这些碳氧化物代表了可氧化的化合物和氧化剂的产率损失，并非仅仅只是溶剂的损失。明确地，大部分和有时主要部分的碳氧化物来自可氧化的化合物、和其衍生物，并非来自溶剂；并且经常按每个碳单元计算可氧化的化合物比溶剂成本更多。另外，重要理解的是，当存在于反应介质的液相中时，期望的产物羧酸(例如TPA)也发生过氧化以成为碳氧化物。同样重要的是意识到本发明涉及反应介质液相中的反应和其中的反应物浓度。这点与一些现有发明不同，这些现有发明直接涉及形成保留非芳族烃基的芳族化合物的沉淀固体形式。具体地，对于对-二曱苯部分氧化为TPA而言，一些现有发明涉及在CTA固相中沉淀的4-CBA的量。但是，本发明人已发现了采用相同规格的温度、压力、催化、溶剂组成和对-二曱苯的时空反应速率，固相中4-CBA与液相中4-CBA之比大于2:l的变化，取决于是否该部分氧化在良好混合的高压釜中或者依据本发明在具有氧和对-二曱苯分级的反应介质中进行。另外，本发明者已发现，在相似规格的温度、压力、催化和溶剂组成下，固相中4-CBA与液相中4-CBA的比值也可以在良好混合的或分级的反应介质中变化高于2:1，取决于对-二曱苯的时空反应速率。另外，固相CTA中4-CBA并不显示有助于有害杂质的形成，并且固相中的4-CBA可以回收并且简单地以高产率氧化成TPA(例如，如本文中所述，通过氧化蒸煮CTA浆料)；但是除去有害杂质比除去固相4-CBA更加困难和成本更高得多，并且碳氧化物的生成代表了永久性的产率损失。由此，重要区别的是，本发明的该方面涉及反应介质中的液相组成。无论源于溶剂或者可氧化的化合物，本发明者已发现，在具有商业实用性的转化下，碳氧化物的生产主要与整体反应活性的水平相关，尽管在用于获得整体反应活性水平的温度、金属、卤素、温度、通过pH测量的反应介质的酸度、水浓度的具体组合有宽的变化。本发明者已发现了使用在反应介质中部高度、反应介质底部、和反应介质顶部的曱苯曱酸的液相浓度来评价整体反应活性水平，对二甲苯的部分氧化而言是有用的。由此，如下的同时平衡是很重要的通过增加反应活性使有害物质的形成最小化以及通过降低反应活性使碳氧化物的形成最小化。即，如果碳氧化物的整体生产被抑制过低，那么形成过量的有害物质，反之亦然。另外，本发明者已发现，期望的羧酸(例如TPA)的溶解性和相对反应性与其它缺少非芳族烃基的溶解的芳族物质的存在在这种碳氧化物对有害杂质的平衡中引入了非常重要的支点。期望的产物羧酸通常溶解于反应介质的液相中，甚至当以固体形式存在时。例如，在优选范围的温度下，TPA以范围为约1000ppmw-高于lwt。/。的水平溶解于包含乙酸和水的反应介质中，溶解度随温度增加而增加。尽管在由可氧化芳族化合物进料(例如对-二曱苯)、由芳族反应中间体(例如对-曱苯曱酸)、由期望的产物芳族羧酸(例如TPA)、和由缺少非芳族烃基的芳族物质(例如间苯二曱酸)形成各种有害杂质的反应速率中存在差别，但是后两类的存在和反应性建立了对于进一步抑制前两类(芳族可氧化的化合物进料和芳族反应中间体)而言的回落区(aregionofdiminishingreturns)。例如，在对-二曱苯部分氧化为TPA中，如果在给定条件下反应介质液相中溶解的TPA总计7000ppmw,溶解的苯甲酸总计8000ppmw,溶解的间苯二曱酸总计6000ppmw,和溶解的邻苯二曱酸总计2000ppmw,那么当反应活性增加到将对-曱苯曱酸和4-CBA液相浓度抑制低于类似水平时，所述为了进一步降低全部有害化合物而言的值开始减小。即，缺少非芳族烃基的芳族物质在反应介质的液相中的存在和浓度通过增加反应活性发生非常小地改变，并且它们的存在用来向上扩大用于降低反应中间体浓度的回落区，由此抑制有害杂质的形成。由此，本发明的一种实施方案提供了碳氧化物(一氧化碳和二氧化碳)的优选范围，下限由低反应活性和有害杂质的过量形成界定且上限由过量碳损失界定，但是所述水平低于先前发现的且商用公开的那些。因此，优选地如下控制碳氧化物的形成。生成的全部^f友氧化物的摩尔量与可氧化芳族化合物进料的摩尔量之比优选地约0.02:1-约0.25:1，更优选地约0.04:1-约0.22:1,仍更优选地约0.05:1-约0.19:1,且最优选地0.06:1-0.15:1。生成的二氧化碳的摩尔量与可氧化芳族化合物进料的摩尔量之比优选地约O.Ol:l-约0.21:1,更伊C选;l也约0.03:1-约0.19:1，仍更4尤选i也约0.04:1-0.16:1,且最优选地0.05:1-0.11:1。生成的一氧化碳的摩尔量与可氧化芳族化合物进料的摩尔量之比优选地约0.005:1-约0.09:1,更优选地约O.OlO:l-约0.07:1，仍更优选地约0.015:1-约0.05:1,且最优选地0.020:1-0.04:1。氧化反应器的干燥废气中二氧化碳的含量优选地约0.10mol。/o曙约1.5mol%，更优选地约0.20mol。/。-约1.2mol%，仍更优选地约0.25mol%-约0.9mol%,且最优选地0.30mol%-0.8mol%。氧化反应器的千燥废气中一氧化石灰的含量优选地约0.05mol。/。-约0.60mol%,更优选地约0.10mol%-约0.50mol%,仍更优选地约0.15mol。/。-约0.35mol%，且最优选地0.18mol%-0.28mol%。本发明者已发现，用于将碳氧化物的产量降低到这些优选范围的重要因素是改进循环溶剂和可氧化的化合物进料的纯度，以依据本发明的公开内容降低缺少非芳族烃基的芳族化合物的浓度——这样同时降低了碳氧化物和有害物质的形成。另一因素是根据本发明地公开内容改进反应容器之内对-二甲苯和氧化剂的分布。能实现碳氧化物的上述优选水平的其它因素是，在如本文中所公开那样在反应介质中存在的温度梯度、压力梯度、液相中可氧化的化合物的浓度梯度、和气相中氧化剂梯度下进行操作。能实现碳氧化物的上述优选水平的其它因素是，在本文中在时空反应速率、压力、温度、溶剂组成、催化剂组成、和反应容器机械几何形状的优选值下进行操作。在碳氧化物形成的优选范围之内操作的一个可能的益处在于可以降低分子氧的使用，但是并非降低到化学计量值。尽管依据本发明使氧化剂和可氧化的化合物良好分级，但是必须使过量的氧保持高于化学计量值，如同对于单独可氧化的化合物进料所计算的那样，由此容许一些损失成碳氧化物和提供过量的分子氧来控制有害杂质的形成。具体在二曱苯为可氧化的化合物进料时，分子氧重量与二曱苯重量的进料之比优选地约0.9:1-约1.5:1，更优选地约0.95:1-约1.3:1,且最优选地1:1-1.15:1。具体地对于二甲苯进料来说，氧化反应器的干燥废气中分子氧的时间平均含量优选地约0.1molo/o國约6mol%,更优选地约lmolo/o画约2mol%,且最优选:l也1.5mol%-3mol%。在碳氧化物形成的优选范围之内操作的另一可能的益处在于较少的芳族化合物被转化为碳氧化物和其它低价值形式。采用在连续段时间、优选1小时、更优选1天、且最优选30连续天之内全部离开反应介质的芳族化合物的摩尔量总和除以全部进入反应介质的芳族化合物的摩尔量总和来评价该益处。该比值下文中称为芳族化合物通过反应介质的"摩尔生存比"且表示为数值百分数。如果全部进入的芳族化合物以芳族化合物形式离开反应介质(虽然大部分为进入的芳族化合物的氧化形式)，那么摩尔生存比的最大值为100%。如果正好每100个进入的芳族分子的1个在通过反应介质时被转化为碳氧化物和/或其它非芳族分子(例如乙酸)，那么摩尔生存比为99%。具体在二甲苯为可氧化芳族化合物的主要进料时，通过反应介质的芳族化合物的摩尔生存比优选地约98%-约99.9%，更优选地约98.5%-约99.8%，且最优选地99.0%-99.7°/0。本发明的另一方面涉及在包含乙酸和一种或多种可氧化芳族化合物的反应介质中生产乙酸曱酯。该乙酸曱酯相对于水和乙酸挥发性更高且由此倾向于跟随废气，除非在将废气释放回环境中之前采用额外的冷却或其它单元操作将其回收和/或将其破坏。乙酸甲酯的形成由此代表了操作成本以及投资成本。可能地，乙酸曱酯如下来形成首先将曱基(可能来自乙酸的分解)与氧结合以生成曱基氢过氧化物，随后分解形成曱醇，并且最后使生成的甲醇与剩余乙酸反应以生成乙酸甲酯。无论化学路径如何，本发明者已发现，无论何时乙酸曱酯生产速率过低，那么碳氧化物的生产也过低且有害芳族杂质的生产过高。如果乙酸甲酯生产速率过高，那么碳氧化物的生产也不必要地高，导致溶剂、可氧化的化合物和氧化剂的产率损失。当采用本文中所述优选实施方案时，生成的乙酸甲酯的摩尔量与可氧化芳族化合物进料的摩尔量的生成比优选地约0.005:1-约0.09:1，更优选地约0.01:1画约0.07:1,且最优选地0.02:1-0.04:1。当二氧化碳、一氧化碳、其总和和/或乙酸曱酯的产生在本文中所公开的优选范围以下时，或者当芳族化合物的摩尔生存比在本文中所公开的优选范围以上时，反应活性应当被提高或者STR应当被降低。在本文中所公开的优选范围内，一种活性加速剂是升高的温度。另一活性加速剂是提高的催化活性，如由催化性的化学试剂和溶剂的混合物提供的。通常，提高钴和/或溴浓度将促进反应活性，如果这些物质在本文中的优选范围内使用的话。在其它催化剂组分和水的反应介质内调节浓度还可以用于促进反应活性。通过降低可氧化的化合物的进料速率和/或通过提高反应介质的体积，降低了STR。当二氧化碳、一氧化碳、其总和和/或乙酸曱酯的产生在本文中所公开的优选范围以上时，和/或当芳族化合物的摩尔生存比本文中所公开的优选范围以下时，优选的控制作用包括上述作用的反作用，其同样在本文中所公开的优选范围内。本发明人注意到特别有益的是将STR尽可能地提高到本文中的范围内，同时保持氧化的优良品质，如通过CTA和反应介质中的有害杂质所测量的。本发明人还注意到难以在这样高的STR下保持氧化的这种品质并且对于以下方面需要非常小心注意当进入反应介质时的进料分散，遍及反应介质的充气品质，从反应介质离开时的脱气，遍及反应介质的氧气-STR和溶解氧，离开反应介质的过度氧化剂，令人期望的氧气-STR的空间梯度，令人期望的可氧化的化合物浓度的空间梯度，令人期望的氧化剂浓度的空间梯度，塔顶压力，令人期望的压力的空间梯度，和在反应介质的中等高度处的优选温度，并且如全部本文中所公开的。此外进一步并且为获得更低的二氧化碳、一氧化碳和/或其总和和/或为提高芳族化合物的摩尔生存比，本发明已经发现有益的是在反应介质中抑制缺乏非芳族烃基基团的可溶性芳族化合物(例如间苯二曱酸、邻苯二曱酸和苯甲酸)的浓度；这种抑制可以通过，特别地在对于如本文中所公开的每一个的优选范围内，使用更纯的可氧化的化合物的进料和/或更纯的溶剂来实现。在本文中公开的优选的STR下，在连续将对二甲苯氧化成对苯二曱酸的反应介质中，优选地，反应介质的液相中的对曱苯曱酸的量被保持在约200-约10，000ppmw,更优选地约800-约8,000ppmw和最优选地1，600-6,000ppmw。此外，在反应介质中对二甲苯至对苯二曱酸的转化率优选地^皮保持在高于约50mol%，更优选地高于约90mol%，更优选地高于约95mo1。/。，和最优选地高于97mol%。在本发明的一个实施方案中，优选地，本文中所公开的操作参数(包括数值量化的操作参数)中的一个或多个被保持达工业上显著的时间周期。优选地，根据上述操作参数中的一个或多个的操作被保持达至少约1小时，更优选地，至少约12小时，更加优选地至少约36小时，和最优选地至少96小时。因此，除非本文中另有陈述，本文中所述的操作参数意图适用于稳态、优化/工业操作一一非启动、停车或子优化操作。本发明人注意到，对于本文中所提供的全部数值范围，所述范围的上下端点可以是彼此独立的。例如，数值范围10-100是指大于10和/或小于100。因此，10-100的范围为大于IO(无上限)的权利要求限定、小于IOO(无下限)的权利要求限定以及整个10-100范围(具有上下限)提供了支持。此外，当使用术语"约"来修饰数值时，应当理解的是在一个实施方案中，所述数值是精确的数值。本发明已特别地参照其优选实施方案进行了描述，但是将理解的是，在本发明的##和范围之内可以实^L^种变^^改变。权利要求1.一种用于制备多元羧酸组合物的方法，所述方法包括(a)使第一部分的多相反应介质在外部反应容器中限定的第一反应区中进行氧化；(b)使第二部分的所述多相反应介质在内部反应容器中限定的第二反应区中进行氧化，其中所述内部反应容器至少部分设置在所述外部反应容器中；和(c)从所述第二反应区中取出所述反应介质的至少一部分的浆料相用于随后的下游加工处理，其中所述浆料相包括固相和液相。2.权利要求l的方法，进一步包括将芳族化合物引入所述第一反应区，其中被引入所述第一反应区的至少约80wt。/。的所述芳族化合物在所述第一部分的所述反应介质的液相中在所述第一反应区中净皮氧化。3.权利要求2的方法，其中所述芳族化合物是对二曱苯。4.权利要求2的方法，其中步骤(b)包括氧化存在于所述第二部分的所述反应介质中的对曱苯曱酸。5.权利要求l的方法，进一步包括将一部分的所述反应介质引入所述第二反应区，其中从所述第二反应区取出的所述浆料相的液相中的对甲苯曱酸的时均浓度小于被引入所述第二反应区的所述反应介质的液相中的对曱苯曱酸的时均浓度的约50%。6.权利要求5的方法，其中被引入所述第二反应区的所述反应介质的所述液相中的对曱苯甲酸的时均浓度为至少约500ppmw,其中从所述于约250ppmw。7.权利要求1的方法，进一步包括使至少一部分的从所述第二反应区取出的所述浆料相进行氧化蒸煮。8.权利要求1的方法，其中所述第一和第二部分的所述反应介质在所述第一和第二反应区中在相应的高度处被维持在基本上相同的压力，其中所述第一和第二部分的所述反应介质在所述第一和第二反应区中被维持在基本上相同反应温度。9.权利要求8的方法，其中所述反应温度是约125-约200°C。10.权利要求1的方法，其中所述内部反应容器全部位于所述外部反应容器之内。11.权利要求l的方法，其中所述内部反应容器是鼓泡塔反应器。12.权利要求11的方法，其中所述外部反应容器是鼓泡塔反应器。13.权利要求1的方法，其中所述反应介质首先在所述第一反应区中进行加工处理，然后在所述第二反应区中进行加工处理。14.权利要求1的方法，其中所述第一反应区的体积与所述第二反应区的体积之比是约l:l國约100:1。15.权利要求1的方法，其中所述浆料相在所述第二反应区中在通常向下的方向中流动。16.权利要求1的方法，基本上全部的被取出的浆料相从下部的90%的所述第二反应区的体积中取出。17.权利要求l的方法，进一步包括，将一部分的所述反应介质引入所述第二反应区，其中被引入所述第二反应区的小于约50wt。/。的所述反应介质在下部的90%的所述第二反应区的体积中进入所述第二反应区。18.权利要求1的方法，其中所述第二反应区中的所述液相的重均停留时间为至少约1分钟。19.权利要求1的方法，其中在所述第二反应区中在任何高度处的所述液相的时均表观速度小于约0.2米/秒。20.权利要求l的方法，其中步骤(a)包括，将分子氧引入所述第一反应区，其中步骤(b)包括将另外的分子氧引入所述第二反应区，其中所述另外的分子氧是除当所述反应介质进入所述第二反应区时已经存在于所述反应介质中的分子氧之外^皮添加到所述第二反应区的分子氧。21.权利要求20的方法，其中被引入所述第一反应区的分子氧与被引入所述第二反应区的所述另外的分子氧的摩尔比为至少约2:1。22.权利要求1的方法，在任何高度所述第一部分的所述反应介质的时均表观气速与在相同高度处的所述第二部分的所述反应介质的时均表观气速之比为至少约1.25:1。23.权利要求1的方法，其中所述第一和第二部分的所述反应介质在任何高度处的时均表观气速为至少约0.2米/秒。24.权利要求1的方法，其中在所述第二反应区中在任何高度处的所述浆料相的时均表观速度小于约0.2米/秒。25.权利要求1的方法，进一步包括将一部分的所述反应介质引入所述第二反应区的最高入口，其中至少一部分的被取出的浆料相从所述第二反应区的最低出口取出。26.权利要求25的方法，进一步包括在与所述最高入口和所述最低出口纵向间隔的位置将另外的分子氧引入所述第二反应区，其中所述另外的分子氧是除当所述反应介质进入所述第二反应区时已经存在于所述反应介质中的分子氧之外被添加到所述第二反应区的分子氧。27.权利要求25的方法，其中被引入所述最高入口的所述反应介质的时均气体滞留量与从所述最低出口取出的所述浆料相的时均气体滞留量之比为至少约2:1。28.权利要求25的方法，其中被引入所述最高入口的所述反应介质的时均气体滞留量是约0.4-约0.9，从所述最低出口取出的所述产物浆料的时均气体滞留量小于约O,l。29.权利要求1的方法，其中经由下部的90%的所述第二反应区的体积中的开口从所述第二反应区取出的所述液相的小于约50wt。/。在离开所述第二反应区后的60分钟之内被引入所述第一反应区。30.权利要求1的方法，其中内部和外部反应容器纵向排列使得所述第二反应区的体积重心距所述第二反应区的体积重心水平位移达小于0.4倍的所述外部反应容器的最大水平直径。31.—种鼓泡塔反应器，其包括外部反应容器；和至少部分地设置在所述外部反应容器中的内部反应容器，其中第一反应区限定在所述外部反应容器的内部并且在所述内部反应容器的外部，其中第二反应区限定在所述内部反应容器的内部，其中所述内部反应容器限定一个或多个直接开口，其提供了所述第一和第二反应区之间的直接流体连通，其中所述内部反应容器具有最大高度(HO,其中小于约50%的由所述直接开口所限定的总开口面积距所述内部反应容器的顶部间隔大于约0.5Hi。32.权利要求31的鼓泡塔反应器，其中至少约75%的由全部所述直接开口所限定的总开口面积距所述内部反应容器的顶部间隔小于约(0.25Hi。33.权利要求31的鼓泡塔反应器，其中所述内部反应容器限定一个或多个排出开口，其允许流体流出所述第二反应区但没有提供所述第一和第二反应区之间的直4矣的流体连通。34.权利要求33的鼓泡塔反应器，其中至少约50%的由全部所述排出开口所限定的总开口面积位于所述内部反应容器的底部的约0.5Hj之内。35.权利要求31的鼓泡塔反应器，其中所述直接开口包括顶部开口，其位于所述内部反应容器的顶部，其中所述顶部开口是向上开口的。36.权利要求35的鼓泡塔反应器，其中所述顶部开口的开口面积与所述第二反应区的最大水平横截面积之比至少约0.1:1。37.权利要求31的鼓泡塔反应器，其中所述第一反应区的最大水平横截面积与所述第二反应区的最大水平横截面积之比为约O.Ol:l-约0.75:1。38.权利要求31的鼓泡塔反应器，其中所述内部反应容器是鼓泡塔反应器。39.权利要求38的鼓泡塔反应器，其中所述外部反应容器是鼓泡塔反应器。40.权利要求31的鼓泡塔反应器，其中所述外部反应容器包括通常圓柱形的外部侧壁，其中所述内部反应容器包括与所述外部侧壁在内部间隔的内部侧壁。41.权利要求40的鼓泡塔反应器，其中所述内部侧壁具有通常圆柱形的构造，其中在所述内部和外部侧壁之间限定了环。42.权利要求41的鼓泡塔反应器，其中所述第二反应区的水平横截面积与在所述第二反应区的1/4-高度、1/2-高度和/或3/4-高度处的所述环的水平横截面积之比为至少约0.02:1。43.权利要求40的鼓泡塔反应器，其中所述内部侧壁的最大高度与所述外部侧壁的最大高度之比是约O.l:l-约0.9:1。44.权利要求31的鼓泡塔反应器，其中所述内部反应容器全部位于所述外部反应容器的内部。45.权利要求31的鼓泡塔反应器，其中所述第一反应区的体积与所述第二反应区的体积之比为约4:l-约50:1。46.权利要求31的鼓泡塔反应器，其中所述外部反应容器的最大垂直高度与最大水平直径之比为约3:l-约30:1，其中所述内部反应容器的最大垂直高度与最大水平直径之比为约0.3:1-约100:1。47.权利要求31的鼓泡塔反应器，其中所述内部反应容器的最大水平直径与所述外部反应容器的最大水平直径之比为约0.05:1-约0.8:1,其中所述内部反应容器的最大垂直高度与所述外部反应容器的最大垂直高度之比为约0.03:1-约1:1。48.权利要求31的鼓泡塔反应器，其中所述内部反应容器限定了至少一个内部气体开口，其直接与所述第二反应区相通，其中所述内部气体开口距所述内部反应容器的顶部间隔至少约0.05Hi。49.权利要求48的鼓泡塔反应器，其中所述内部气体开口未直接与所述第一反应区相通。50.权利要求31的鼓泡塔反应器，其进一步包括多个用于在所述外部反应容器内支撑所述内部反应容器的横向载体元件。51.权利要求31的方法，其中内部和外部反应容器纵向排列使得所述第二反应区的体积重心距所述第二反应区的体积重心水平位移达小于0.4倍的所述外部反应容器的最大水平直径。全文摘要本发明公开了用于更有效和更经济地进行可氧化的化合物的液相氧化的优化方法和装置。该液相氧化在鼓泡塔反应器中进行，该反应器在相对低的温度下提供了高效的反应。当氧化的化合物为对-二甲苯且氧化反应的产物为粗制对苯二甲酸(CTA)时，该CTA产物可以通过相对于如果采用常规高温氧化方法来形成CTA时可以采用的技术更经济的技术来纯化和分离。文档编号B01J10/00GK101410173SQ200680050508公开日2009年4月15日申请日期2006年12月20日优先权日2006年1月4日发明者A·G·万德斯,R·B·谢泼德,T·E·伍德拉夫,W·S·斯特拉塞尔申请人:伊士曼化工公司