ES2249590T3 - Metodo de cristalizacion para la produccion de acidos dicarboxilicos aromaticos purificados. - Google Patents
Metodo de cristalizacion para la produccion de acidos dicarboxilicos aromaticos purificados.Info
- Publication number
- ES2249590T3 ES2249590T3 ES02739565T ES02739565T ES2249590T3 ES 2249590 T3 ES2249590 T3 ES 2249590T3 ES 02739565 T ES02739565 T ES 02739565T ES 02739565 T ES02739565 T ES 02739565T ES 2249590 T3 ES2249590 T3 ES 2249590T3
- Authority
- ES
- Spain
- Prior art keywords
- acid
- crystallizer
- crystallization
- weight
- tpa
- Prior art date
- Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
- Expired - Lifetime
Links
Classifications
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C07—ORGANIC CHEMISTRY
- C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
- C07C51/00—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides
- C07C51/42—Separation; Purification; Stabilisation; Use of additives
- C07C51/43—Separation; Purification; Stabilisation; Use of additives by change of the physical state, e.g. crystallisation
Landscapes
- Chemical & Material Sciences (AREA)
- Organic Chemistry (AREA)
- Crystallography & Structural Chemistry (AREA)
- Engineering & Computer Science (AREA)
- Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
- Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
Abstract
Un procedimiento para la recuperación de ácido tereftálico cristalino que contiene menos de 150 partes por millón en peso (ppmw) de ácido tolúico, basado en el peso del ácido tereftálico, mediante las tapas que comprenden: (1) proporcionar una solución que contenga 10 a 35 por ciento en peso de ácido tereftálico disuelto, que tenga allí disueltas 150 a 1100 ppm en peso de ácido p-tolúico, basado en el peso del ácido tereftálico presente, y que tenga una temperatura de 260 a 320ºC a una presión suficiente para mantener el disolvente en la fase líquida; (2) introducir la solución de la etapa (1) en una zona de cristalización que comprende una pluralidad de cristalizadores conectados en serie, en los que la solución es sometida a un enfriamiento por evaporación a velocidad controlada mediante reducción secuencial de presión y temperatura para dar lugar a la cristalización del ácido tereftálico, en los que la presión de la solución al final de la zona de cristalización es la presión ambiente oinferior; (3) condensar el disolvente evaporado de los cristalizadores y devolver el disolvente condensado a la zona de cristalización en un punto posterior al cristalizador del que se obtuvo; y (4) recuperar el ácido tereftálico cristalino sólido que contiene menos de 150 ppm en peso de ácido p-tolúico, basado en el peso del ácido tereftálico, mediante separación sólido- líquido a presión ambiente.
Description
Método de cristalización para la producción de
ácidos dicarboxílicos aromáticos purificados.
El ácido tereftálico (TPA) es uno de los bloques
componentes básicos en la producción de resinas de poliéster usadas
en la elaboración de películas de poliéster, materiales para envases
y botellas. El TPA usado en la elaboración de tales resinas de
poliéster debe cumplir ciertos requisitos mínimos de pureza. La
condición de purificado del ácido tereftálico se refiere
principalmente a la ausencia de concentraciones significativas de
4-carboxibenzaldehído (4-CBA) y
ácido p-tolúico que están presentes en cantidades
significativas en las calidades de ácido tereftálico crudo que se
pueden conseguir comercialmente. Tanto el CBA como el ácido tolúico
son productos de oxidación parcial formados en la elaboración del
TPA mediante la oxidación catalítica del p-xileno.
La forma purificada se refiere también a la ausencia de cuerpos
coloreados que imparten al material crudo un matiz amarillo
característico. Los cuerpos coloreados son compuestos aromáticos que
tienen las estructuras de los bencilos, fluorenonas y/o
antraquinonas. El 4-CBA y el ácido
p-tolúico son particularmente perjudiciales para el
proceso de polimerización en la medida en que actúan como
terminadores de cadenas durante la reacción de condensación entre el
ácido tereftálico y el etilenglicol en la producción de
poli(tereftalato de etileno) (PET).
Para obtener ácido tereftálico (PTA) purificado a
partir del TPA crudo, se hidrogenan el 4-CBA y los
cuerpos coloreados, el 4-CBA a ácido
p-tolúico y los cuerpos coloreados a compuestos que
son sólidos incoloros. Típicamente, el ácido tereftálico crudo
disuelto en un disolvente tal como el agua, es sometido a una
hidrogenación en fase líquida de las impurezas en presencia de un
catalizador de lecho fijo o inmovilizado. El 4-CBA
se convierte en ácido p-tolúico con altos
rendimientos.
El procedimiento de hidrogenación transcurre a
elevadas temperaturas, entre 250ºC y 280ºC, usando una presión
parcial de hidrógeno en el intervalo de 0,05 a 2,0 MPa de presión
absoluta. La concentración del TPA en las soluciones acuosas de TPA
introducidas en el reactor de hidrogenación está, típicamente, en el
intervalo del 15 al 30 por ciento en peso. La corriente del producto
hidrogenado se hace pasar normalmente a una serie de unidades de
cristalización en las que el ácido tereftálico (TPA) purificado se
cristaliza, a partir de la solución, en una forma cristalina que se
puede filtrar y secar fácilmente.
La técnica de cristalización en equilibrio por
escalones está descrita en la Patente de EE.UU. 3.452.088 que
describe la evaporación controlada o súbita del disolvente mediante
la regulación de la contrapresión en escalones múltiples para
controlar la velocidad a la que se cristaliza la corriente del
producto de la hidrogenación. El documento US 3542088 describe que
se deberá evitar el enfriamiento de choque de la corriente de
hidrogenación a temperaturas por debajo de 165ºC, ya que el
enfriamiento de choque, o repentino, promueve la
co-precipitación de otras impurezas, en particular
el ácido p-tolúico, que contamina el TPA producto
purificado. Esta precaución se repite en términos más generales en
la Patente de EE.UU. 3.931.305, que establece que "este fenómeno
de contaminación es algo anómalo porque, a pesar del hecho de que
haya retenida agua disolvente más que suficiente para prevenir la
saturación o la sobresaturación con respecto al ácido
p-tolúico, a pesar de eso el ácido
p-tolúico sale de la solución." La Patente de
EE.UU. 3.452.088 sugiere que "el fenómeno de contaminación es, en
alguna forma, dependiente de la velocidad de cristalización y de la
temperatura final de cristalización y la separación del producto, y
no únicamente de la concentración de ácido p-tolúico
en la solución." La Patente de EE.UU. 3.931.305 concluye que el
principal factor que determina la concentración de ácido
p-tolúico en el TPA producto final es la temperatura
más baja a la que se enfría súbitamente la solución de
post-hidrogenación. Es menos una función de la
velocidad a la que se enfría a esta temperatura. Se determinó que es
de desear una temperatura final de filtración entre 121 a 149ºC para
obtener una concentración de ácido p-tolúico
inferior a 150 ppm en el TPA producto final cuando el material crudo
tiene una concentración de 500 ppm a 6.000 ppm.
La Patente de EE.UU. 3.931.305 describe que en un
sistema en el que el TPA se cristaliza en un tren de cristalizadores
conectados en serie, la precipitación del TPA dependiente de la
temperatura llega a ser crítica por debajo de una temperatura entre
160 y 182ºC. La patente de EE.UU. 3.931.305 recomienda, por eso, que
la mayoría del TPA se cristalice antes de que se alcance este umbral
para minimizar la contaminación con ácido p-tolúico.
Más específicamente, la Patente de EE.UU. 3.931.305 describe la
cristalización del 75-95% del TPA originalmente
disuelto en porciones sustancialmente iguales en las dos primeras
zonas de cristalización a una temperatura de 160 a 182ºC y después
de eso, cristalizar el 5-25% restante del TPA
originalmente disuelto en porciones gradualmente decrecientes.
Se establece otra limitación de la recuperación
del TPA sustancialmente exento de ácido p-tolúico
por la temperatura de tratamiento más baja a la que se pueden
separar los sólidos del TPA de las aguas madres de cristalización.
Basándose en la bibliografía de la patente anteriormente citada,
esta temperatura está por encima de la temperatura normal de
ebullición del disolvente acuoso. Por lo tanto, cualquier
procedimiento para separar los sólidos del TPA de las aguas madres
de cristalización debe realizarse a presiones superiores a la
atmosférica. Semejante limitación del tratamiento requiere que el
equipo de separación tenga una construcción más robusta que su
equivalente a presión atmosférica o cercana a la atmosférica. Por lo
tanto, desde el punto de vista del coste de la inversión de capital,
es deseable el uso de equipos de separación a presión atmosférica o
cercana a la atmosférica.
La presente invención proporciona un
procedimiento para la recuperación del TPA producto purificado a
partir de un producto de hidrogenación obtenido mediante la
hidrogenación de una solución de TPA crudo que usa una secuencia de
cristalizadores conectados en serie. La presente invención
proporciona un procedimiento para la recuperación de ácido
tereftálico cristalino que contiene menos de 150 partes por millón,
en peso (ppmw) de ácido p-tolúico, basado en el peso
del ácido tereftálico, mediante las etapas que comprenden:
- (1)
- proporcionar una solución que contenga 10 a 35 por ciento en peso de ácido tereftálico disuelto que tenga allí disueltas 150 a 1100 ppm en peso de ácido p-tolúico, basado en el peso del ácido tereftálico presente, y que tenga una temperatura de 260 a 320ºC a una presión suficiente para mantener el disolvente en la fase líquida;
- (2)
- introducir la solución de la etapa (1) en una zona de cristalización que comprende una pluralidad de cristalizadores conectados en serie, en los que la solución es sometida a un enfriamiento por evaporación, a velocidad controlada, mediante reducción secuencial de presión y temperatura para dar lugar a la cristalización del ácido tereftálico, en los que la presión de la solución al final de la zona de cristalización es la presión ambiente o inferior;
- (3)
- condensar el disolvente evaporado de los cristalizadores y devolver el disolvente condensado a la zona de cristalización en un punto posterior al cristalizador del que se obtuvo; y
- (4)
- recuperar el ácido tereftálico cristalino sólido que contiene menos de 150 ppm en peso de ácido p-tolúico, basado en el peso del ácido tereftálico, mediante separación sólido-líquido a presión ambiente.
Según nuestra invención, el disolvente evaporado
de al menos uno de los cristalizadores que constituyen la zona de
cristalización se condensa y se recicla a uno de los posteriores
escalones cristalizadores. Las ventajas proporcionadas por nuestro
nuevo procedimiento incluye la recuperación del ácido tereftálico en
una forma cristalina mejorada con menos "finos", es decir
pequeños cristales o partículas de TPA, que pueden causar problemas
en la manipulación y transporte del TPA. Otra ventaja es la
recuperación del producto a presión ambiental o aproximadamente la
ambiental.
Para obtener la misma recuperación de TPA por
escalones, como se demuestra en la Patente de EE.UU. 3.931.305, en
el procedimiento de la presente invención las temperaturas se pueden
escalonar mucho más próximas unas de otras, permitiendo así que el
enfriamiento de choque de la corriente de
post-hidrogenación se vaya a minimizar a las
temperaturas en las que la mayoría del TPA cristaliza a partir de la
solución. El corolario de esta exposición también es cierto: que a
las temperaturas mostradas en la Patente de EE.UU. 3.931.305
cristalizará más del TPA procedente de la solución, a las
temperaturas de la unidad establecidas, cuando el sistema se hace
funcionar como se describe en esta invención. Para una velocidad de
producción y un tiempo de residencia dados, el volumen de los
cristalizadores requerido por el procedimiento aquí descrito, es
mucho menor que el volumen requerido por el procedimiento conocido,
en la medida en que la concentración inicial de TPA en la solución
es mucho más alta, aunque se tenga todavía el objetivo del mismo
contenido de sólidos en suspensión en la corriente del producto
final. El menor volumen que se requiere de los cristalizadores da
como resultado un significativo ahorro de costes. Hay que reseñar
que la cristalización del TPA a temperaturas más altas, origina
menos ácido p-tolúico que se va a
co-cristalizar con el TPA. Esto contrasta más el
presente procedimiento con el procedimiento y el intervalo crítico
de temperaturas descritos en la Patente de EE.UU. 3.931.305.
El reciclado del disolvente condensado devuelto
directamente al escalón cristalizador desde el que se ha evaporado,
comúnmente conocido como reflujo total, no satisface los requisitos
de la presente invención ya que semejante corriente de reflujo está
actuando como una corriente adicional de alimentación que diluye la
corriente de alimentación cargada de TPA. Este aumento en el
material de la alimentación total requiere un aumento del volumen
del recipiente para mantener un tiempo de residencia dado, el cual
puede no ser deseado.
La figura que acompaña es un diagrama de flujo
del procedimiento que ilustra un procedimiento para la recuperación
de ácido tereftálico cristalino que plasma los principios de la
presente invención.
Los ácidos dicarboxílicos aromáticos crudos,
tales como el TPA, se pueden preparar mediante una diversidad de
procedimientos de oxidación conocidos. Por ejemplo, se puede poner
p-xileno en contacto con oxígeno o con un gas que
contenga oxígeno en presencia de un catalizador de la oxidación y un
disolvente ácido carboxílico alifático en un primer reactor. La
oxidación catalítica del p-xileno en el primer
reactor tiene lugar a una primera temperatura para producir un
producto intermedio. El producto intermedio se introduce en un
segundo reactor, en el que el producto del primer reactor se pone en
contacto con oxígeno que se introduce en el segundo reactor con un
caudal volumétrico igual al 3%, o menos, del caudal volumétrico del
primer reactor. El producto intermedio es digerido en el segundo
reactor para producir un producto refinado. Como alternativa, se
puede producir TPA en un reactor de flujo recirculante en el que el
p-xileno se pone en contacto con oxígeno en
presencia de un disolvente y de un catalizador de la oxidación.
Según procedimiento alternativo, se introduce en el reactor de flujo
recirculante un gas que contiene al menos 50% de oxígeno. El reactor
se mantiene a una temperatura de 100 a 200ºC y a una presión
manométrica de 690 a 1380 kPa. Los contenidos se mantienen dentro
del reactor durante un tiempo de residencia de 30 a 90 minutos. Otro
procedimiento para la preparación del TPA crudo comprende la
oxidación de una mezcla disolvente:p-xileno 30:1
dentro de una zona de reacción de flujo de pistón, que se forma
mediante una pluralidad de reactores de flujo de pistón, una
pluralidad de reactores de depósito, agitados de forma continua, o
una combinación de los dos. La temperatura de entrada de la zona de
reacción de flujo de pistón continuo es inferior a la su temperatura
de salida.
El ácido tereftálico crudo (CTA) sólido
producido, por ejemplo, mediante la oxidación del
p-xileno se recupera del procedimiento de oxidación
mediante técnicas convencionales de separación
sólido-líquido. El CTA contiene típicamente
impurezas tales como 4-CBA, fluorenonas y ácido
p-tolúico. Por ejemplo, la concentración total
combinada de 4-CBA y ácido p-tolúico
en los sólidos del CTA típicamente es de 150 a 1.100 ppm en peso,
más típicamente 150 a 900 ppm en peso, y todavía más típicamente 150
a 500 ppm en peso.
La purificación del CTA comprende hidrogenar el
CTA para convertir el CBA en ácido p-tolúico, y los
cuerpos coloreados, o los precursores de los cuerpos coloreados, en
compuestos incoloros. Una solución del CTA para proporcionar una
concentración de 10 a 35 por ciento en peso de sólidos del CTA,
preferiblemente 25 a 35 por ciento en peso de CTA en un disolvente
tal como ácido acético o, preferiblemente, agua. La solución de CTA
se forma calentando el disolvente o la suspensión de CTA a una
temperatura que sea suficiente para disolver el CTA a la
concentración deseada, por ejemplo temperaturas en el intervalo de
260 a 320ºC. Las temperaturas de solución en el intervalo de 260 a
320ºC, usando un disolvente tal como el agua, requieren que la
solución se mantenga a una presión elevada, por ejemplo una presión
en el intervalo de 4,69 MPa a 11,3 MPa de presión absoluta.
La solución de CTA es sometida a una
hidrogenación en fase líquida poniendo en contacto la solución
líquida con hidrógeno en presencia de un catalizador de la
hidrogenación, por ejemplo un metal noble del Grupo VIII sobre un
material soporte del catalizador, para originar ciertas impurezas
que se van a hidrogenar a otros compuestos. Para el TPA crudo, las
fluorenonas y el 4-CBA se convierten en fluorenos y
ácido p-tolúico, respectivamente. Suponiendo que
haya una conversión sustancialmente completa del
4-CBA en ácido p-tolúico, y
suponiendo que la solución de CTA introducida en el reactor de
hidrogenación tenga una concentración combinada total de
4-CBA y ácido p-tolúico de 150 a
1.100 ppm en peso, entonces la concentración de ácido
p-tolúico solo en la corriente del producto
procedente del reactor 110 de hidrogenación es 150 a 1.100 ppm en
peso, basado en el TPA presente. De forma similar, si la
concentración combinada total de 4-CBA y ácido
p-tolúico de la solución introducida en el reactor
de hidrogenación es de 150 a 900 ppm en peso o 150 a 500 ppm en
peso, y se supone una conversión sustancialmente completa de
4-CBA, la concentración de ácido
p-tolúico en la corriente del producto procedente
del reactor de hidrogenación es de 150 a 900 ppm en peso o de 150 a
500 ppm en peso, respectivamente.
La temperatura de la corriente del producto de
hidrogenación está, típicamente, en el intervalo de 260 a 320ºC. La
corriente del producto de hidrogenación se introduce en una zona de
cristalización que comprende una pluralidad o secuencia de escalones
cristalizadores conectados en serie que operan conjuntamente para
reducir la temperatura de la corriente de
post-hidrogenación a una temperatura inferior,
típicamente 75 a 150ºC, más típicamente 90 a 110ºC. La reducción de
la temperatura se lleva a cabo mediante un precipitación concurrente
del TPA, procedente de la solución, en forma de sólido blanco
cristalino. El TPA cristalino se separa del disolvente en el escalón
cristalizador final usando un dispositivo convencional de separación
sólido-líquido tal como una centrifugadora o un
filtro rotativo a vacío. La zona de cristalización puede comprender
de dos a ocho, preferiblemente de tres a seis, muy preferiblemente
cuatro o cinco, cristalizadores o escalones cristalizadores. El
número de escalones cristalizadores empleados en el procedimiento
puede afectar a la calidad del producto final. La correcta
graduación de las temperaturas de la secuencia de escalones
cristalizadores conectados en serie aumentará la pureza del producto
final en lo que se refiere al ácido p-tolúico.
La pluralidad de escalones cristalizadores
incluye un primer y un último escalón cristalizador. La temperatura
dentro del primer escalón cristalizador está, normalmente, en el
intervalo de 200 a 260ºC, y la temperatura en del último escalón del
cristalizador está normalmente en el intervalo de 80 a 100ºC. Las
temperaturas de operación de los escalones cristalizadores pueden
llegar a ser sucesivamente más bajas desde el primer al último
escalón cristalizador.
El último escalón cristalizador produce una
suspensión producto que contiene, en una base de sólidos, menos de
25 ppm de 4-CBA y menos de 150 ppm en peso de ácido
p-tolúico. Según la presente invención, se
cristaliza un ácido carboxílico aromático tal como el TPA en un
primer escalón cristalizador enfriando la corriente de alimentación
de la hidrogenación, mediante un enfriamiento por evaporación a
velocidad controlada (o súbita), y una reducción de la presión
(comparada con la presión de la corriente de alimentación) dentro
del primer cristalizador o del primer escalón cristalizador. El
disolvente separado como vapor desde del cristalizador se condensa y
algo o la totalidad del disolvente condensado es devuelto a la zona
de cristalización en un punto aguas abajo del cristalizador del que
se separó el vapor del disolvente. En una segundo escalón
cristalizador se cristaliza ácido dicarboxílico adicional a una
segunda temperatura, inferior a la primera temperatura, mientras que
permite la evaporación del disolvente. Se puede añadir disolvente, o
bien condensado a partir de vapor del disolvente producido en el
cristalizador precedente y/o disolvente nuevo a el segundo escalón
cristalizador.
Cada uno de la pluralidad de escalones
cristalizadores tiene un caudal másico del material que entra y que
sale del escalón cristalizador. El caudal másico del material que
entra en el primer escalón cristalizador puede ser igual a de 0,7 a
1,3 veces el caudal másico del material que sale del último escalón
cristalizador. Preferiblemente, el flujo másico del material que
entra en el primer escalón cristalizador es sustancialmente igual al
caudal másico del material que sale del último escalón
cristalizador.
Cada uno de los escalones cristalizadores del
procedimiento de la invención tiene una pluralidad de similitudes de
operación que comprenden los siguientes elementos principales:
- 1.
- Una unidad o recipiente de cristalización (cristalizador) equipado con medios de agitación tales como una o más aspas giratorias;
- 2.
- Una tubería de alimentación del cristalizador;
- 3.
- Una tubería que saque el producto del cristalizador;
- 4.
- Una tubería para sacar del cristalizador el vapor o el destilado del disolvente que conduce a un condensador en el que se condensa algo o la totalidad del vapor del disolvente; y
- 5.
- Una tubería para la alimentación de disolvente aguas abajo a un punto o porción de la zona de cristalización para introducir el líquido condensado en el condensador.
La unidad de cristalización es un recipiente de
volumen constante, bien mezclado, que contiene una suspensión de
cristales de TPA. El disolvente es, típicamente, agua saturada con
TPA en la temperatura de operación del cristalizador. También se
pueden usar otros disolventes tales como el ácido acético. La
temperatura de operación de cada una de la unidades de
cristalización en combinación con la temperatura y la concentración
de la corriente de alimentación determina cuánto TPA cristalizará en
cada escalón. Para cristalizar una gran porción del TPA, se debe
disminuir la temperatura hasta un punto en el que la solubilidad del
TPA en el disolvente, por ejemplo agua, se reduzca para permitir que
cristalice más TPA. El control independiente de la presión determina
la temperatura de operación de las unidades de cristalización. El
control de la presión se puede llevar a cabo regulando la
contrapresión en las unidades de cristalización usando, por ejemplo,
pero no limitándose a, una válvula en la tubería de destilados.
Como resultado de la presión reducida (respecto a
la presión de la corriente de alimentación de la unidad de
cristalización), se evapora el disolvente y se separa de la unidad
de cristalización como vapor, concentrando así la solución. Una
porción del precipitado de TPA cristaliza en cristales ya existentes
en el recipiente, y una porción del TPA nuclea como nuevos cristales
separados. La cantidad de TPA que se transforma desde la fase
líquida a la fase sólida es una función de la temperatura de
operación (controlada por la reducción de presión) del cristalizador
y la concentración de equilibrio del TPA a esa temperatura.
Normalmente, la alimentación del primer
cristalizador se introduce por debajo de la superficie de la
suspensión allí contenida hacia el fondo del recipiente en donde la
carga de la presión hidrostática es mayor. La presión incrementada
en este punto en la unidad de cristalización y en el líquido que le
rodea previene la excesiva evaporación súbita. En las unidades de
cristalización se dispone de dispositivos de agitación tales como
aspas giratorias. Cuando la corriente del producto del reactor de
hidrogenación se introduce en la primera unidad de cristalización en
una zona de suficiente mezcla, se puede minimizar la alta
sobresaturación local que promueve la formación de cristales
pequeños (o finos).
De cada una de las unidades de cristalización se
extrae una corriente del producto. La corriente del producto se
separa, preferiblemente, de una zona bien mezclada de la unidad de
cristalización, de forma que el contenido de la corriente del
producto representa un promedio del contenido global dentro de cada
unidad de cristalización. La corriente del producto se introduce en
un sucesivo o posterior escalón cristalizador operado a una
temperatura inferior, preferiblemente en una zona bien mezclada de
la siguiente unidad de cristalización. Debido a que cada una de la
unidades sucesivas de cristalización opera a una temperatura
inferior, cristaliza una porción del TPA que permanece en la
solución, porción que se determina mediante la concentración de TPA
en equilibrio a la temperatura de operación de la segunda unidad 124
de cristalización.
Como se mencionó anteriormente, el vapor o el
destilado del disolvente se separa continuamente del primer y
posteriores escalones cristalizadores y se transporta a un
condensador para enfriar y condensar el vapor. En este punto, se
puede condensar o bien una porción o la totalidad del destilado.
Además, dentro del condensador se puede llevar a cabo un
subenfriamiento del vapor a una temperatura sustancialmente por
debajo del punto de ebullición. Todo, o una porción del disolvente
condensado, se recicla a una zona de cristalización en un punto
aguas abajo del cristalizador del que se separó como vapor.
Preferiblemente, el disolvente condensado se recicla a la zona de
cristalización introduciendo el disolvente condensado en la tubería
de separación del producto del cristalizador del que se separó el
disolvente como un vapor. Se puede utilizar cualquier disolvente
condensado no devuelto o reciclado a la zona de cristalización en
otro sitio del sistema de purificación del TPA, por ejemplo en la
preparación de la solución de CTA introducida en el reactor de
hidrogenación. La unidad final de cristalización actúa como un
recipiente de retención para la suspensión, reteniendo la suspensión
antes de una etapa de separación sólido-líquido. El
segundo y posteriores cristalizadores operan de manera similar a la
del primer escalón cristalizador.
El disolvente condensado procedente de un escalón
cristalizador, aguas arriba, se puede reciclar a un escalón
cristalizador inmediatamente aguas abajo o se puede reciclar a un
escalón cristalizador distinto del escalón cristalizador
inmediatamente aguas abajo. Se puede suministrar tanto disolvente
condensado como disolvente nuevo a uno de los posteriores escalones
cristalizadores.
La corriente del producto procedente de alguno o
de todos los escalones cristalizadores se puede diluir usando un
líquido de dilución tal como agua a una temperatura que sea la
misma, o sustancialmente la misma, que la temperatura de operación
del escalón cristalizador a partir del cual se separó la corriente
del producto. La adición del líquido de dilución a la corriente del
producto tiene el efecto de reducir la concentración global del TPA
y de algunas impurezas presentes en la corriente del producto. Si no
se añade líquido de dilución a la corriente del producto procedente
de cada cristalizador, la concentración global del TPA en cada
corriente del producto continúa elevándose. En los procedimientos de
cristalización en los que no se recicla el líquido de dilución, la
corriente del producto procedente del reactor de hidrogenación está,
por eso, en una dilución tal que el procedimiento producirá una
concentración de TPA sólido predeterminada mantenida después del
escalón cristalizador final. Es decir, conociendo la cantidad de
líquido añadido y separado, y conociendo la cantidad de TPA que
cristaliza, se puede determinar la concentración de TPA sólido.
Mediante la adición de líquido de dilución (tal vez agua) a la
corriente del producto procedente de cada escalón cristalizador, la
dilución requerida en la corriente inicial de alimentación es mucho
más baja.
La dilución añadida a la corriente del producto
puede originarse a partir de diversas fuentes. En primer lugar, el
producto condensado procedente del escalón cristalizador del que se
extrae el producto puede condensarse y volverse a reciclar, total o
parcialmente, a la corriente del producto desde ese escalón. En
segundo lugar, se puede usar el suministro de un disolvente nuevo,
por ejemplo agua, en una cantidad que sea superior, inferior, o
igual a la cantidad de líquido separado en forma de destilado. En
tercer lugar, si se está usando más de un escalón cristalizador
distinto del escalón inmediatamente precedente se puede reciclar al
escalón cristalizador que interese. El producto condensado
normalmente se calienta a la misma temperatura que la temperatura de
operación del cristalizador precedente.
En cada caso, o bien una porción o la totalidad
del disolvente reciclado se recicla a la alimentación del producto
que se suministra a los escalones cristalizadores o se suministra
disolvente adicional a los escalones cristalizadores o se puede usar
una combinación de los dos. Si se dispone de más de dos escalones
cristalizadores, se puede variar el porcentaje de disolvente
suministrado a cada escalón cristalizador. Por ejemplo, se le puede
suministrar a algunos escalones cristalizadores una cantidad de
disolvente igual a la cantidad evaporada en escalón precedente, y a
alguno de los escalones cristalizadores puede no suministrársele
disolvente.
El punto de adición para que el líquido de
dilución vuelva al sistema puede ser algún punto en la tubería de
transferencia entre los cristalizadores. Esta tubería contiene
normalmente una válvula para controlar el caudal del producto desde
un escalón cristalizador al siguiente. El tiempo de residencia para
un escalón cristalizador viene dado por el volumen del escalón
cristalizador dividido por el caudal volumétrico de la suspensión de
producto procedente del escalón cristalizador. Como alternativa a la
adición mediante una tubería de transferencia/tubería de
alimentación, el líquido de dilución puede añadirse directamente a
la unidad de cristalización. En este caso, el líquido de dilución se
añade preferiblemente por debajo de la superficie del líquido, muy
preferiblemente en la base de la unidad de cristalización, en una
zona bien mezclada.
Cuando la totalidad del destilado procedente de
cada unidad de cristalización se recicla a la corriente del producto
procedente de esa unidad de cristalización, la concentración del TPA
que entra en los escalones cristalizadores será igual a cada una de
las otras, sin tener en cuenta si el TPA está en la fase líquida o
en la fase sólida. Por eso, la concentración de TPA en el líquido de
la corriente original de alimentación será aproximadamente
equivalente a la concentración de retención de los sólidos del
producto final, dado que únicamente una porción minoritaria de TPA
permanecerá en solución y no cristalizará.
Comparado con los procedimientos de
cristalización secuencial del TPA, en los que no hay reciclaje aguas
debajo del disolvente condensado, la corriente desde el reactor de
hidrogenación a la primera unidad de cristalización puede estar más
concentrada y tener una caudal reducido. Asimismo, una reducción de
los caudales de alimentación desde un escalón cristalizador al
siguiente, da como resultado una reducción de los caudales del
producto. Para mantener un tiempo de residencia predefinido con
caudales de alimentación reducidos, el volumen de las unidades de
cristalización se debe reducir. Con un caudal sustancialmente
constante, por ejemplo, los escalones cristalizadores con
temperatura más elevada aguas arriba y temperatura más baja aguas
abajo, pueden tener un volumen sustancialmente igual e incluso tener
aún el mismo tiempo de residencia.
En general, la estrategia para seleccionar el
perfil de temperatura para un número de escalones cristalizadores ha
sido seleccionar las temperaturas a las que, en cada escalón,
cristalizan porciones más pequeñas de TPA que en el escalón
anterior. Se ha establecido que esta técnica no solo cristalizará
menos TPA en cada escalón aguas abajo sino que también minimizará la
contaminación del producto por ácido p-tolúico. El
caso ideal en el que este mecanismo tomaría la mayor ventaja sería
en una serie de infinitos escalones cristalizadores, que se
aproximan a la condiciones discontinuas. El límite de operación
práctica no tiene en cuenta esto. En la presente invención, la
concentración más alta de TPA en la corriente original de
alimentación potencia este mecanismo, ya que las concentraciones más
altas de TPA originan más PTA para cristalizar a temperaturas más
altas (en los escalones aguas arriba).
La tubería de separación del producto procedente
del cristalizador final alimenta un aparato de separación
convencional sólido-líquido para la recuperación del
producto cristalino de TPA que contiene menos de 150 ppm en peso de
ácido p-tolúico. Ya que la temperatura del último
escalón cristalizador puede ser inferior al punto de ebullición
normal del disolvente, se puede usar un filtro a vacío (en vez de un
filtro a presión). El TPA cristalino húmedo se puede lavar antes de
ser descargado en el secador. Las aguas madres filtradas y el fluido
usado para lavar se recogen para su reciclaje a la etapa de
hidrogenación. Una porción del filtrado líquido se puede purgar para
reducir la retención de impurezas en el sistema.
Haciendo referencia a la Figura 1 que acompaña,
se introduce un disolvente tal como el agua y un ácido tereftálico
sólido crudo en un recipiente 160 de disolución del CTA. En el
recipiente 160 de disolución, los sólidos del CTA se diluyen con un
disolvente tal como agua, a una concentración del 10 al 35% por
ciento en peso de sólidos del CTA. Los sólidos del CTA diluidos se
llevan a una temperatura, por ejemplo de 260ºC a 320ºC, que es
suficiente para disolver la totalidad de los sólidos del CTA. A
temperatura y presión elevada, los sólidos del CTA se llevan a
solución. La solución de CTA se introduce, junto con el hidrógeno,
en el reactor 110 de hidrogenación en el que las impurezas presentes
se hidrogenan en la fase líquida. El reactor 110 de hidrogenación
contiene uno o más lechos de un catalizador de hidrogenación
convencional, tal como un metal noble del Grupo VIII sobre un
material de soporte del catalizador. El producto de hidrogenación se
retira del reactor 110 de hidrogenación y se introduce, a través de
la válvula 130, en la primera unidad 122 de cristalización en un
punto por debajo de la superficie de la suspensión contenida en el
recipiente 122, cerca del fondo del recipiente 122, donde la carga
la presión hidrostática es mayor. En la primera unidad de
cristalización 122 y en otras unidades de cristalización se dispone
también de un dispositivo de agitación tal como unas aspas
giratorias 170.
Continuamente, se separa una corriente del
producto desde la primera unidad 122 de cristalización a través del
conducto 140. La corriente del producto se separa de una zona bien
mezclada de la unidad 122 de cristalización de forma que el
contenido de la corriente del producto representa un promedio del
contenido global dentro de esa unidad 122 de cristalización. La
corriente del producto se introduce a través de una válvula 134 a un
segundo recipiente 124 del cristalizador sucesivo que se hace operar
a una presión y temperatura que son inferiores a la presión y
temperatura dentro del cristalizador 122. La corriente del producto
se introduce en una zona bien mezclada de la unidad 124 de
cristalización. Debido a que la sucesiva unidad 124 de
cristalización opera a una temperatura inferior, cristaliza una
porción del TPA que permanece en solución, porción que se determina
mediante la concentración de TPA en equilibrio a la temperatura de
operación de la segunda unidad 124 de cristalización.
El vapor del disolvente se separa de forma
continua desde el primer escalón cristalizador a través del conducto
142 y se introduce para enfriarlo en el cambiador de calor 150 del
condensador, en el que se condensa todo o una porción del
disolvente. El subenfriamiento del vapor a una temperatura
significativamente por debajo del punto de ebullición también se
puede llevar a cabo con el cambiador de calor. Se introduce una
porción, o la totalidad, del disolvente condensado en la corriente
140 del producto a través de la válvula 136. Cualquier disolvente
condensado, no reciclado a la corriente del producto, se puede
separar a través del conducto 144. El recipiente 124 del segundo
cristalizador opera de forma similar al del primer escalón 110 del
cristalizador y la unidad 124 de cristalización incluye dentro de
ella unas aspas giratorias 172. El producto se separa de la unidad
124 de cristalización a través del conducto 146. El vapor del
disolvente se separa de la segunda unidad 124 de cristalización y se
envía al condensador 152, en el que el vapor del disolvente se
condensa y el disolvente condensado se recicla a través de la
válvula 138 y/o se elimina a través del conducto 148. se puede
añadir nuevo disolvente adicional, por ejemplo agua, al sistema de
cristalización secuencial descrito en la Figura 1, a través de la
tubería 143 y/o la tubería 147.
El producto de la cristalización se separa del
cristalizador 124 a través del conducto 146 y se transfiere a través
de la válvula 137 a la zona de separación
sólido-líquido 180. La temperatura en el último
escalón cristalizador puede ser inferior a la del punto de
ebullición del disolvente, lo que permite que la separación
sólido-líquido sea un filtro a vacío. La separación
sólido-líquido 180 separa las aguas madres de una
torta cristalina en la primera zona. La torta cristalina se lava
luego en la segunda zona.
El nuevo procedimiento de cristalización de la
presente invención se ilustra más mediante los siguientes
ejemplos.
Ejemplo
comparativo
Los datos registrados en la Tabla 1 de este
Ejemplo comparativo se tomaron del Ejemplo 8 de la Patente de EE.UU.
3.931.305. El enfriamiento secuencial por evaporación se realizó en
cada uno de los seis escalones cristalizadores sin ningún reciclaje
del disolvente evaporado de cada escalón cristalizador. En la Tabla
1, Localización de la muestra se refiera al punto, en el sistema de
cristalización secuencial, en donde se midió la temperatura y se
tomó una muestra para medir el tanto por ciento en peso de TPA
sólido presente, Escalón se refiere a un escalón cristalizador en la
secuencia de los 6 escalones cristalizadores, Escalón
1-Escalón 2 indica que se tomó una muestra de la
corriente del producto entre el primer y segundo cristalizador,
Temp. se refiere a temperatura en ºC, y Sólidos del TPA se refiere
al tanto por ciento en peso total de sólidos del TPA, basado en el
TPA total introducido en el escalón cristalizador 1.
En el Ejemplo 8 de la Patente de EE.UU. número
3.931.305, la alimentación del primer escalón cristalizador contiene
18 por ciento en peso de TPA disuelto. Con evaporación del
disolvente (enfriamiento por evaporación) y sin reciclaje, el TPA se
hace más concentrado a medida que transcurre a través de los
escalones cristalizadores. Después del último escalón cristalizador,
la concentración total de TPA (suma de las concentraciones de
sólidos y líquidos) iguala aproximadamente los sólidos retenidos en
la corriente del producto. Es decir, sustancialmente la totalizada
del TPA, que se introdujo en el primer escalón como líquido, se
convierte en sólido, y el sólido está esencialmente exento de otros
componentes. Con la posibilidad de disponer de la curva de
solubilidad del TPA en agua, se realizó un simulacro para determinar
los sólidos retenidos en la corriente del producto. El simulacro se
realizó conociendo la temperatura de cada escalón cristalizador y
sabiendo la cantidad de TPA cristalizado. El simulacro muestra una
retención de sólidos en la corriente del producto procedente del
cristalizador final del 31,40%.
| Ejemplo | ||||||
| comparativo | Ejemplo 1 | Ejemplo 2 | ||||
| Localiz. | Sólidos | Sólidos | Sólidos | |||
| muestra | Temp. | del TPA | Temp. | del TPA | Temp. | del TPA |
| Alim. ESc.1 | 276,67 | 0 | 276,67 | 0 | 276,67 | 0 |
| Esc.1-Esc.2 | 251,67 | 42,08 | 251,67 | 71,76 | 265,20 | 42,08 |
| Esc.2-Esc.3 | 204,44 | 93,28 | 204,44 | 95,98 | 218,25 | 93,32 |
| Esc.3-Esc.4 | 165,56 | 98,69 | 165,56 | 99,02 | 175,07 | 98,62 |
| Esc.4-Esc.5 | 135,00 | 99,63 | 135,00 | 99,68 | 139,44 | 99,63 |
| Esc.5-Esc.6 | 121,11 | 99,79 | 121,11 | 99,80 | 123,33 | 99,79 |
| Prod. Esc.6 | 100,00 | 99,91 | 100,00 | 91,91 | 100,00 | 99,91 |
La columnas Temp. y Sólidos del TPA listados bajo
el Ejemplo 1, en la Tabla 1, muestran los sólidos del TPA que
resultan cuando se suponen las mismas temperaturas de operación para
cada cristalizador pero se recicla al sistema el 100% del condensado
en el punto de alimentación del siguiente cristalizador. Se
consiguió el mismo tiempo de retención de sólidos en cada
cristalizador aumentando la concentración de sólidos al 30% en la
corriente de alimentación del primer cristalizador y disminuyendo el
tamaño de los cristalizadores aguas arriba. Se obtuvieron las mismas
tasas de producción disminuyendo el caudal global en el primer
escalón cristalizador. En este ejemplo, en el primer escalón
cristalizó el 71,76% del TPA en comparación con el 42,08% en el
Ejemplo comparativo. En el segundo escalón había cristalizado el
95,98% en comparación con el 93,28% en el Ejemplo Comparativo. El
Ejemplo 1 muestra que se puede cristalizar más TPA a una temperatura
dada, usando un reciclaje del 100% de disolvente.
Las columnas Temp. y Sólidos del TPA listados
bajo el Ejemplo 2, en la Tabla 1, registran los datos para un
procedimiento que está acondicionado para producir la misma cantidad
de TPA cristalizado (por escalón cristalizador) como se obtuvo en el
Ejemplo comparativo. Como con el Ejemplo 1, se recicló el 100% del
disolvente condensado. Los resultado muestran que se puede
cristalizar el 42,08% del TPA en el primer escalón incluso si se
mantiene más alta, 264,1ºC, la temperatura en el primer escalón, en
comparación con los 251,7ºC como en el Ejemplo comparativo. A
temperaturas más altas, las mezclas van más allá de la curva de
solubilidad del ácido p-tolúico. Por lo tanto, hay
menos co-cristalización de ácido
p-tolúico a temperaturas más altas. Es de esperar
que los cristales producidos a 264,1ºC serán más puros que los
cristales producidos a 251,67ºC. El Ejemplo 2 muestra que se puede
aumentar la pureza sin reducir la cantidad del producto.
Claims (3)
1. Un procedimiento para la recuperación de ácido
tereftálico cristalino que contiene menos de 150 partes por millón
en peso (ppmw) de ácido tolúico, basado en el peso del ácido
tereftálico, mediante las tapas que comprenden:
- (1)
- proporcionar una solución que contenga 10 a 35 por ciento en peso de ácido tereftálico disuelto, que tenga allí disueltas 150 a 1100 ppm en peso de ácido p-tolúico, basado en el peso del ácido tereftálico presente, y que tenga una temperatura de 260 a 320ºC a una presión suficiente para mantener el disolvente en la fase líquida;
- (2)
- introducir la solución de la etapa (1) en una zona de cristalización que comprende una pluralidad de cristalizadores conectados en serie, en los que la solución es sometida a un enfriamiento por evaporación a velocidad controlada mediante reducción secuencial de presión y temperatura para dar lugar a la cristalización del ácido tereftálico, en los que la presión de la solución al final de la zona de cristalización es la presión ambiente o inferior;
- (3)
- condensar el disolvente evaporado de los cristalizadores y devolver el disolvente condensado a la zona de cristalización en un punto posterior al cristalizador del que se obtuvo; y
- (4)
- recuperar el ácido tereftálico cristalino sólido que contiene menos de 150 ppm en peso de ácido p-tolúico, basado en el peso del ácido tereftálico, mediante separación sólido-líquido a presión ambiente.
2. Un procedimiento según la reivindicación 1, en
el que la solución de la etapa (1) contiene 25 a 35 por ciento en
peso de ácido tereftálico disuelto que tiene allí disueltas 150 a
900 ppm en peso de ácido p-tolúico, basado en el
peso del ácido tereftálico presente, y la pluralidad de
cristalizadores conectados en serie consta de dos a ocho
cristalizadores.
3. Un procedimiento según la reivindicación 2, en
el que la temperatura del primer cristalizador está en el intervalo
de 260 a 320ºC, y la temperatura del último cristalizador está en el
intervalo de 90 a 110ºC, y la pluralidad de cristalizadores
conectados en serie consta de tres a seis cristalizadores.
Applications Claiming Priority (4)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| US29566901P | 2001-06-04 | 2001-06-04 | |
| US295669P | 2001-06-04 | ||
| US159394 | 2002-05-30 | ||
| US10/159,394 US6689903B2 (en) | 2001-06-04 | 2002-05-30 | Crystallization method for production of purified aromatic dicarboxylic acids |
Publications (1)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| ES2249590T3 true ES2249590T3 (es) | 2006-04-01 |
Family
ID=26855906
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| ES02739565T Expired - Lifetime ES2249590T3 (es) | 2001-06-04 | 2002-06-04 | Metodo de cristalizacion para la produccion de acidos dicarboxilicos aromaticos purificados. |
Country Status (13)
| Country | Link |
|---|---|
| US (1) | US6689903B2 (es) |
| EP (1) | EP1392635B1 (es) |
| JP (1) | JP2004531572A (es) |
| KR (1) | KR100876510B1 (es) |
| CN (1) | CN1258511C (es) |
| AT (1) | ATE312067T1 (es) |
| BR (1) | BR0209561B1 (es) |
| CA (1) | CA2445063C (es) |
| DE (1) | DE60207852T2 (es) |
| ES (1) | ES2249590T3 (es) |
| MX (1) | MXPA03010972A (es) |
| RU (1) | RU2288216C2 (es) |
| WO (1) | WO2002098835A1 (es) |
Families Citing this family (49)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US7196215B2 (en) * | 2001-06-04 | 2007-03-27 | Eastman Chemical Company | Process for the production of purified terephthalic acid |
| WO2004043893A1 (ja) * | 2002-11-14 | 2004-05-27 | Mitsubishi Chemical Corporation | テレフタル酸の製造方法 |
| US20040215036A1 (en) * | 2003-04-25 | 2004-10-28 | Robert Lin | Method for heating a crude carboxylic acid slurry in a post oxidation zone by the addition of steam |
| US7504535B2 (en) | 2004-09-02 | 2009-03-17 | Eastman Chemical Company | Optimized liquid-phase oxidation |
| US7589231B2 (en) | 2004-09-02 | 2009-09-15 | Eastman Chemical Company | Optimized liquid-phase oxidation |
| US7910769B2 (en) | 2004-09-02 | 2011-03-22 | Eastman Chemical Company | Optimized liquid-phase oxidation |
| US7507857B2 (en) | 2004-09-02 | 2009-03-24 | Eastman Chemical Company | Optimized liquid-phase oxidation |
| US7482482B2 (en) | 2004-09-02 | 2009-01-27 | Eastman Chemical Company | Optimized liquid-phase oxidation |
| US7683210B2 (en) | 2004-09-02 | 2010-03-23 | Eastman Chemical Company | Optimized liquid-phase oxidation |
| US7608732B2 (en) | 2005-03-08 | 2009-10-27 | Eastman Chemical Company | Optimized liquid-phase oxidation |
| US7692036B2 (en) | 2004-11-29 | 2010-04-06 | Eastman Chemical Company | Optimized liquid-phase oxidation |
| US7399882B2 (en) | 2004-09-02 | 2008-07-15 | Eastman Chemical Company | Optimized liquid-phase oxidation |
| US7361784B2 (en) | 2004-09-02 | 2008-04-22 | Eastman Chemical Company | Optimized liquid-phase oxidation |
| US7495125B2 (en) | 2004-09-02 | 2009-02-24 | Eastman Chemical Company | Optimized liquid-phase oxidation |
| US7741515B2 (en) | 2004-09-02 | 2010-06-22 | Eastman Chemical Company | Optimized liquid-phase oxidation |
| US7572932B2 (en) | 2004-09-02 | 2009-08-11 | Eastman Chemical Company | Optimized liquid-phase oxidation |
| US7692037B2 (en) | 2004-09-02 | 2010-04-06 | Eastman Chemical Company | Optimized liquid-phase oxidation |
| US7568361B2 (en) | 2004-09-02 | 2009-08-04 | Eastman Chemical Company | Optimized liquid-phase oxidation |
| US7608733B2 (en) | 2004-09-02 | 2009-10-27 | Eastman Chemical Company | Optimized liquid-phase oxidation |
| US7390921B2 (en) | 2004-09-02 | 2008-06-24 | Eastman Chemical Company | Optimized liquid-phase oxidation |
| US7572936B2 (en) | 2004-09-02 | 2009-08-11 | Eastman Chemical Company | Optimized liquid-phase oxidation |
| US7371894B2 (en) | 2004-09-02 | 2008-05-13 | Eastman Chemical Company | Optimized liquid-phase oxidation |
| US7586000B2 (en) | 2004-09-02 | 2009-09-08 | Eastman Chemical Company | Optimized liquid-phase oxidation |
| US7563926B2 (en) | 2004-09-02 | 2009-07-21 | Eastman Chemical Company | Optimized liquid-phase oxidation |
| US7582793B2 (en) | 2004-09-02 | 2009-09-01 | Eastman Chemical Company | Optimized liquid-phase oxidation |
| US7381836B2 (en) | 2004-09-02 | 2008-06-03 | Eastman Chemical Company | Optimized liquid-phase oxidation |
| JP4747544B2 (ja) * | 2004-09-30 | 2011-08-17 | 株式会社日立プラントテクノロジー | テレフタル酸の精製方法 |
| US9119901B2 (en) | 2005-04-28 | 2015-09-01 | Warsaw Orthopedic, Inc. | Surface treatments for promoting selective tissue attachment to medical impants |
| US8414907B2 (en) | 2005-04-28 | 2013-04-09 | Warsaw Orthopedic, Inc. | Coatings on medical implants to guide soft tissue healing |
| US7884232B2 (en) | 2005-06-16 | 2011-02-08 | Eastman Chemical Company | Optimized liquid-phase oxidation |
| US20070155987A1 (en) * | 2006-01-04 | 2007-07-05 | O'meadhra Ruairi S | Oxidative digestion with optimized agitation |
| US7355068B2 (en) | 2006-01-04 | 2008-04-08 | Eastman Chemical Company | Oxidation system with internal secondary reactor |
| US7358389B2 (en) | 2006-01-04 | 2008-04-15 | Eastman Chemical Company | Oxidation system employing internal structure for enhanced hydrodynamics |
| US7393973B2 (en) * | 2006-03-01 | 2008-07-01 | Eastman Chemical Company | Polycarboxylic acid production system with enhanced residence time distribution for oxidative digestion |
| US7326807B2 (en) | 2006-03-01 | 2008-02-05 | Eastman Chemical Company | Polycarboxylic acid production system with enhanced heating for oxidative digestion |
| US7816556B2 (en) * | 2006-03-01 | 2010-10-19 | Eastman Chemical Company | Polycarboxylic acid production system employing enhanced multistage oxidative digestion |
| US7420082B2 (en) | 2006-03-01 | 2008-09-02 | Eastman Chemical Company | Polycarboxylic acid production system employing hot liquor removal downstream of oxidative digestion |
| US7326808B2 (en) * | 2006-03-01 | 2008-02-05 | Eastman Chemical Company | Polycarboxylic acid production system employing cooled mother liquor from oxidative digestion as feed to impurity purge system |
| US7501537B2 (en) * | 2006-03-01 | 2009-03-10 | Eastman Chemical Company | Polycarboxylic acid production system employing oxidative digestion with reduced or eliminated upstream liquor exchange |
| US7772424B2 (en) * | 2006-03-01 | 2010-08-10 | Eastman Chemical Company | Polycarboxylic acid production system employing enhanced evaporative concentration downstream of oxidative digestion |
| US20070208194A1 (en) * | 2006-03-01 | 2007-09-06 | Woodruff Thomas E | Oxidation system with sidedraw secondary reactor |
| EP2017254B1 (en) | 2006-05-08 | 2014-08-13 | Mitsubishi Gas Chemical Company, Inc. | Method of crystallization |
| KR100934163B1 (ko) | 2007-10-01 | 2009-12-29 | 주식회사 효성 | 결정화 공정을 이용한 고순도 나프탈렌디카르복실산의분리정제 방법 및 장치 |
| DE102008023833B4 (de) * | 2008-05-14 | 2013-03-21 | Hapila Gmbh | Anordnung und Verfahren zur Herstellung von hochreinen Kristallen |
| RU2527035C2 (ru) * | 2009-04-24 | 2014-08-27 | Инвиста Текнолоджиз С.А.Р.Л. | Способы, процессы и системы для обработки и очистки сырой терефталевой кислоты и ассоциированные потоки процесса |
| NL2023681B1 (en) | 2019-08-21 | 2021-04-13 | Ioniqa Tech B V | Method and reactor system for depolymerising a terephthalate-containing polymer into reusable raw material |
| EP4021889B1 (en) * | 2019-08-27 | 2024-06-26 | Basf Se | A process for obtaining 4,4'-dichlorodiphenyl sulfone |
| JP2023006959A (ja) | 2021-07-01 | 2023-01-18 | 月島機械株式会社 | ビス－２－ヒドロキシエチルテレフタレートの結晶の製造方法 |
| CN114470832A (zh) * | 2022-04-01 | 2022-05-13 | 史秦博苑 | 一种连续闪蒸结晶方法和装置 |
Family Cites Families (13)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| NL6606774A (es) | 1965-05-17 | 1966-11-18 | ||
| US3584039A (en) * | 1967-08-30 | 1971-06-08 | Standard Oil Co | Fiber-grade terephthalic acid by catalytic hydrogen treatment of dissolved impure terephthalic acid |
| DE1925038C3 (de) | 1969-05-16 | 1980-10-23 | Standard Oil Co., Chicago, Ill. (V.St.A.) | Verfahren zur Gewinnung von Terephthalsäure |
| DE2045747B2 (de) * | 1970-09-16 | 1978-09-07 | Basf Ag, 6700 Ludwigshafen | Verfahren zur Reinigung von Terephthalsäure |
| US3931305A (en) | 1973-08-20 | 1976-01-06 | Standard Oil Company | Terephthalic acid recovery by continuous flash crystallization |
| US4467111A (en) * | 1981-10-29 | 1984-08-21 | Standard Oil Company (Indiana) | Process for purification of crude terephthalic acid |
| US4500732A (en) | 1983-09-15 | 1985-02-19 | Standard Oil Company (Indiana) | Process for removal and recycle of p-toluic acid from terephthalic acid crystallizer solvent |
| US5110984A (en) * | 1990-11-06 | 1992-05-05 | Amoco Corporation | Process for increasing the yield of purified isophthalic acid and reducing waste-water treatment a |
| US5175355A (en) * | 1991-04-12 | 1992-12-29 | Amoco Corporation | Improved process for recovery of purified terephthalic acid |
| GB9310070D0 (en) | 1992-05-29 | 1993-06-30 | Ici Plc | Process for the production of purified terephthalic acid |
| US5567842A (en) | 1994-11-16 | 1996-10-22 | Mitsubishi Chemical Corporation | Process for producing terephthalic acid |
| US5756833A (en) | 1996-02-01 | 1998-05-26 | Amoco Corporation | Catalytic purification and recovery of dicarboxylic aromatic acids |
| JP2001288139A (ja) | 2000-02-04 | 2001-10-16 | Mitsubishi Chemicals Corp | 高純度テレフタル酸の製造方法 |
-
2002
- 2002-05-30 US US10/159,394 patent/US6689903B2/en not_active Expired - Lifetime
- 2002-06-04 MX MXPA03010972A patent/MXPA03010972A/es active IP Right Grant
- 2002-06-04 WO PCT/US2002/017219 patent/WO2002098835A1/en active IP Right Grant
- 2002-06-04 JP JP2003501826A patent/JP2004531572A/ja active Pending
- 2002-06-04 DE DE60207852T patent/DE60207852T2/de not_active Expired - Fee Related
- 2002-06-04 RU RU2003137808/04A patent/RU2288216C2/ru active
- 2002-06-04 CA CA002445063A patent/CA2445063C/en not_active Expired - Fee Related
- 2002-06-04 AT AT02739565T patent/ATE312067T1/de not_active IP Right Cessation
- 2002-06-04 EP EP02739565A patent/EP1392635B1/en not_active Expired - Lifetime
- 2002-06-04 ES ES02739565T patent/ES2249590T3/es not_active Expired - Lifetime
- 2002-06-04 CN CNB028113098A patent/CN1258511C/zh not_active Expired - Lifetime
- 2002-06-04 BR BRPI0209561-0B1A patent/BR0209561B1/pt active IP Right Grant
- 2002-06-04 KR KR1020037015834A patent/KR100876510B1/ko active IP Right Grant
Also Published As
| Publication number | Publication date |
|---|---|
| US20020198405A1 (en) | 2002-12-26 |
| CN1512977A (zh) | 2004-07-14 |
| ATE312067T1 (de) | 2005-12-15 |
| JP2004531572A (ja) | 2004-10-14 |
| BR0209561B1 (pt) | 2013-06-11 |
| CA2445063C (en) | 2007-09-18 |
| US6689903B2 (en) | 2004-02-10 |
| EP1392635A1 (en) | 2004-03-03 |
| RU2003137808A (ru) | 2005-04-20 |
| DE60207852D1 (de) | 2006-01-12 |
| CA2445063A1 (en) | 2002-06-04 |
| RU2288216C2 (ru) | 2006-11-27 |
| KR100876510B1 (ko) | 2008-12-31 |
| BR0209561A (pt) | 2004-03-30 |
| KR20040004686A (ko) | 2004-01-13 |
| CN1258511C (zh) | 2006-06-07 |
| MXPA03010972A (es) | 2004-02-27 |
| WO2002098835A1 (en) | 2002-12-12 |
| EP1392635B1 (en) | 2005-12-07 |
| DE60207852T2 (de) | 2006-07-06 |
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| ES2249590T3 (es) | Metodo de cristalizacion para la produccion de acidos dicarboxilicos aromaticos purificados. | |
| US7196215B2 (en) | Process for the production of purified terephthalic acid | |
| TW505627B (en) | Method for preparing purified terephthalic acid | |
| US5095146A (en) | Water addition to crystallization train to purify terephthalic acid product | |
| US3497552A (en) | Continuous crystallization in a plurality of cooling stages using dilutions by cooled solvent of feed to each stage | |
| US3452088A (en) | Terephthalic acid recovery | |
| ES2209953T3 (es) | Proceso para producir acido tereftalico puro con recuperacion mejorada de precursores, disolvente y acetato de metilo. | |
| ES2256738T3 (es) | Metodo para retirar contaminantes de hierro de corrientes liquidas durante la fabricacion y/o purificacion de acidos aromaticos. | |
| RU2163231C2 (ru) | Способ и устройство для получения очищенной терефталевой кислоты | |
| CN105324164B (zh) | 用于提纯含有α‑羟基羧酸的环酯的料流的方法与设备 | |
| ES2708691T3 (es) | Procedimiento para la producción de una mezcla de ácido carboxílico/diol adecuada para uso en la producción de poliésteres | |
| ES2237914T3 (es) | Metodo para preparar acido tereftalico y acido isoftalico purificados a partir de xilenos mixtos. | |
| EP2155649A2 (en) | Improved process for the recovery of terephthalic acid | |
| GB2525989A (en) | Combined PTA and PET plant waste water purification and recycle | |
| ES2493624T3 (es) | Cristalización de ácido adípico a partir de su disolución en ácido nítrico acuoso | |
| US3477829A (en) | Sodium hydroxide monohydrate crystallization process | |
| EP1003708B1 (en) | Improved process for separating pure terephthalic acid | |
| US20150315116A1 (en) | Pure plant mother liquor solvent extraction system and method | |
| WO2014189786A1 (en) | Pure plant waste water purification and recycle | |
| TW201602077A (zh) | 整合純化對苯二甲酸製造及聚酯聚合反應之工廠中之汙染防治 | |
| ES2688556T3 (es) | Procedimiento de obtención de L-alanina cristalina | |
| JPH1087555A (ja) | テレフタル酸の回収方法 |