JP2008162958A - 高純度テレフタル酸の製造方法 - Google Patents

Abstract

【課題】熱交換器内でのテレフタル酸のスケール生成およびその成長による詰まりの発生を防止して高濃度の粗テレフタル酸水溶液を形成し、水素添加反応を効率よく行ない、これによりＰＴＡを効率よく製造することができる高純度テレフタル酸の製造方法を提供する。
【解決手段】上記製造方法は、（I）パラキシレンの液相酸化によって得られる粗テレフ
タル酸と水とを混合して粗テレフタル酸スラリーを形成する工程、（II）該粗テレフタル酸スラリーを複数の熱交換器で段階的に加熱して溶解させ粗テレフタル酸水溶液を形成する工程、（III）該粗テレフタル酸水溶液を水素添加処理する工程、（IV）水素添加後の
テレフタル酸水溶液を複数の晶析槽で段階的に降圧冷却してテレフタル酸を晶析させる工程、（V）得られたテレフタル酸スラリーを固液分離する工程を含む高純度テレフタル酸
の製造方法において、前記工程（II）において、温度が２００℃以下の粗テレフタル酸スラリーの熱交換器内における流速が１．７ｍ／秒以上であることを特徴とする。
【選択図】図３

Description

本発明は高純度テレフタル酸の製造方法に関し、より詳細には、粗テレフタル酸の水スラリーを複数の熱交換器で段階的に加熱溶解して粗テレフタル酸水溶液を調製する際に、熱交換器内でのテレフタル酸のスケール生成およびその成長による詰まりを防止することができる高純度テレフタル酸の製造方法に関する。

加圧下、酢酸溶媒中でコバルト、マンガンおよび臭素を含む触媒などの酸化触媒の存在下に、分子状酸素含有ガスによりパラキシレンを液相で酸化するとテレフタル酸（以下、「ＴＡ」とも記す。）の他に、主たる不純物として４−カルボキシベンズアルデヒド（以下、「４−ＣＢＡ」とも記す。）を含む粗テレフタル酸（以下、「ＣＴＡ」とも記す。）が生成する。しかしながら、ポリエステル繊維等の製造には高純度テレフタル酸（以下、「ＰＴＡ」とも記す。）が原料として要求されるため、上記ＣＴＡの精製が必要になる。

ＣＴＡの精製方法としては、ＣＴＡを水に懸濁させたスラリーを加熱して水溶液とし、水素添加触媒の存在下に水素添加処理し、処理液を晶析および固液分離してＰＴＡを製造する方法が知られている。一般に、工業的には、ＣＴＡを水に十分に溶解させるために、複数の熱交換器を用いて段階的に実施されていることが多く、また、水素添加処理は触媒充填層にＣＴＡ水溶液を通液して実施することが多い（たとえば、特許文献１〜４参照）。ところが、ＣＴＡスラリーを十分に加熱しても製造装置内で詰まりが発生し、連続運転の際に様々な問題が生じることがある。このため、従来からこれらの問題を解決するために様々な方法が提案されている。

たとえば、未溶解のテレフタル酸結晶が水素添加触媒の充填層に流れた場合、安定した連続運転が困難になることがある（特許文献１および４参照）。これらの特許文献には、この対策として、充填塔型反応器の上部入口部分にオーバーフロー壁により仕切られて形成された滞留ゾーンを設け、この滞留ゾーンにＣＴＡ水溶液を供給し、オーバーフロー壁をオーバーフローさせた後、この滞留ゾーンの下部に位置する触媒充填層に通液するＰＴＡの製造方法が提案されている。

一方、熱交換器においても内部で詰まりが発生することがあり、安定した連続運転が困難になることがある。特に、複数の熱交換器を用いて段階的に加熱した場合に、この問題が発生し、改善策が求められてきた。
特開平６−１２８１９１号公報 特開平８−２０８５６１号公報 特開平８−２２５４８９号公報 特開２００４−２０３８６４号公報

本発明は、上記のような従来技術に伴う問題を解決しようとするものであって、熱交換器内でのテレフタル酸のスケール生成およびその成長による詰まりの発生を防止して高濃度の粗テレフタル酸水溶液を形成し、水素添加反応を効率よく行ない、これによりＰＴＡを効率よく製造することができる高純度テレフタル酸の製造方法を提供することを目的としている。

本発明者らは、上記問題点を解決すべく鋭意研究した結果、熱交換器内の詰まりが、複数の熱交換器を用いて段階的に加熱した場合に、スラリー温度が２００℃以下の比較的低温の熱交換器で発生し、この詰まりがテレフタル酸のスケール生成およびその成長によるものであることを見出した。さらに、温度が２００℃以下のＣＴＡスラリーの熱交換器内における流速を１．７ｍ／秒以上に制御することにより熱交換器内でのテレフタル酸のスケール生成およびその成長による詰まりの発生が起こらないことを見出し、本発明を完成するに至った。

すなわち、本発明に係る高純度テレフタル酸の製造方法は、（I）パラキシレンの液相
酸化によって得られる粗テレフタル酸と水とを混合して粗テレフタル酸スラリーを形成する工程、（II）該粗テレフタル酸スラリーを複数の熱交換器で段階的に加熱して溶解させ粗テレフタル酸水溶液を形成する工程、（III）該粗テレフタル酸水溶液を水素添加処理
する工程、（IV）水素添加後のテレフタル酸水溶液を複数の晶析槽で段階的に降圧冷却してテレフタル酸を晶析させる工程、（V）得られたテレフタル酸スラリーを固液分離する
工程を含む高純度テレフタル酸の製造方法において、前記工程（II）において、温度が２００℃以下の粗テレフタル酸スラリーの熱交換器内における流速が１．７ｍ／秒以上であることを特徴とする。

前記工程（II）は、前記工程（IV）において降圧冷却により発生する蒸気を熱交換器に導入して粗テレフタル酸スラリーを加熱する工程（II−Ａ）を少なくとも１つ含むことが好ましく、さらに、前記工程（IV）において降圧冷却により発生する蒸気と、該蒸気より高温高圧の蒸気が導入された熱交換器で生成する凝縮液とを含む高温流体を該熱交換器よりも低温の熱交換器に導入して粗テレフタル酸スラリーを加熱する工程（II−Ｂ）を少なくとも１つ含むことがより好ましい。

また、前記熱交換器は多管式熱交換器であることが好ましく、前記粗テレフタル酸スラリー中の粗テレフタル酸の濃度は１０〜４０重量％であることが好ましい。

本発明によると、粗テレフタル酸スラリーを加熱して粗テレフタル酸水溶液を調製する際の熱交換器内でのテレフタル酸のスケール生成およびその成長による詰まりの発生を防止して高濃度の粗テレフタル酸水溶液を形成し、水素添加反応を効率よく行ない、これによりＰＴＡを効率よく製造することができる。

本発明に係る高純度テレフタル酸の製造方法は、（I）パラキシレンの液相酸化によっ
て得られる粗テレフタル酸と水とを混合して粗テレフタル酸スラリーを形成する工程、（II）該粗テレフタル酸スラリーを複数の熱交換器で段階的に加熱して溶解させ粗テレフタル酸水溶液を形成する工程、（III）該粗テレフタル酸水溶液を水素添加処理する工程、
（IV）水素添加後の粗テレフタル酸水溶液を複数の晶析槽で段階的に降圧冷却してテレフタル酸を晶析させる工程、（V）得られたテレフタル酸スラリーを固液分離する工程を含
む。

（I）スラリー形成工程：
この工程では、パラキシレンの液相酸化によって得られる粗テレフタル酸と水とを混合して粗テレフタル酸スラリーを形成する。パラキシレンの液相酸化は、一般にテレフタル酸の製造に用いられる酸化反応器により実施することができる。酸化反応器は、パラキシレン等の原料、触媒、溶媒を収容し、これらの原料等を補給しながら空気を吹込んで連続液相酸化を行うことができるものが好ましい。

上記パラキシレンの液相酸化は通常、溶媒および触媒を用いて行われる。前記溶媒としては、酢酸、プロピオン酸、ｎ−酪酸、イソ酪酸、ｎ−吉草酸、トリメチル酢酸、カプロン酸などの脂肪酸、あるいはこれらと水との混合物を例示できる。これらのうち、酢酸または酢酸と水の混合溶媒が好ましい。

前記触媒としては、重金属、臭素、およびこれらの化合物が挙げられ、重金属としてはニッケル、コバルト、鉄、クロム、マンガン等が挙げられる。これらの触媒は、好ましくは反応系に溶解する形で使用される。前記触媒としては、コバルト化合物とマンガン化合物と臭素化合物とを併用することが好ましく、コバルト化合物の使用量は溶媒に対してコバルト換算で通常１０〜１０，０００ｐｐｍ、好ましくは１００〜３０００ｐｐｍである。また、マンガン化合物はコバルトに対するマンガンの原子比で好ましくは０．００１〜１０であり、より好ましくは０．００１〜２であり、臭素化合物はコバルトに対する臭素の原子比で好ましくは０．００１〜１０であり、より好ましくは０．００１〜５である。

パラキシレンの液相酸化は通常、分子状酸素含有ガスを用いて行われる。このような酸素含有ガスとしては通常、酸素を不活性ガスで稀釈した希釈酸素ガスが用いられ、例えば空気や酸素を富化した空気が使用される。酸化反応の温度は通常１５０〜２７０℃、好ましくは１７０〜２２０℃であり、圧力は少なくとも反応温度において混合物が液相を保持できる圧力以上であり、通常０．５〜４ＭＰａ（ゲージ圧）である。さらに反応時間は装置の大きさ等によるが、滞留時間として通常２０分〜１８０分程度である。反応系内の水分濃度は通常３〜３０重量％であり、好ましくは５〜１５重量％である。

上記の液相酸化反応により得られたＣＴＡは、固液分離により液相酸化反応における母液から分離して回収される。回収されたＣＴＡには通常０．１〜０．４重量％程度の４−ＣＢＡが含まれている。このＣＴＡと水とを混合槽において混合してＣＴＡスラリーを形成する。上記混合槽は一般にテレフタル酸の製造に用いられるものを使用することができる。上記ＣＴＡスラリーのＣＴＡ濃度は、通常１０〜４０重量％、好ましくは２０〜３０重量％である。

（II）水溶液形成工程：
テレフタル酸は常温常圧では水に低溶解性であり、水への溶解度を高めるためには高温高圧にする必要がある。この工程では、まず、上記ＣＴＡスラリーを昇圧ポンプにより加圧し、次に、複数の熱交換器で段階的に加熱してＣＴＡを溶解し、ＣＴＡ水溶液を形成する。熱交換器としては、一般にテレフタル酸の製造に用いられるものを用いることができ、好ましくは多管式熱交換器が用いられる。

これらの熱交換器には高温流体、特に蒸気が導入され、この高温流体および／または蒸気が上記ＣＴＡスラリーと熱交換して上記ＣＴＡスラリーが加熱されＣＴＡが溶解し、ＣＴＡ水溶液が形成される。上記熱交換器には他の経路からの高温流体および／または蒸気を導入してもよいが、後述する工程（IV）の晶析槽で降圧冷却により発生する蒸気を導入すること（以下、この工程を「工程（II−Ａ）」という）が好ましい。また、ヒーターなどの他の加熱器を使用した工程〔工程（II−Ｃ）〕を併用してもよい。この工程（II−Ｃ）は、上記工程（II−Ａ）および後述する工程（II−Ｂ）の前に、予備加熱工程として設けられていてもよいし、あるいは、上記工程（II−Ａ）および後述する工程（II−Ｂ）の後に、後加熱工程として設けられていてもよい。

さらに、本発明では、前記熱交換器のうちの少なくとも１つには、後述する工程（IV）の晶析槽で降圧冷却により発生する蒸気が導入され〔工程（II−Ａ）〕、残りの熱交換器のうちの少なくとも１つには、後述する工程（IV）の晶析槽で降圧冷却により発生する蒸気と、この熱交換器よりも高温の熱交換器で生成する凝縮液とを含む高温流体が導入され
る〔工程（II−Ｂ）〕ことが好ましい。この場合、この蒸気および高温流体が上記ＣＴＡスラリーと熱交換して上記ＣＴＡスラリーが加熱され、蒸気および高温流体は高圧の凝縮液となり、通常、より低温の熱交換器の加熱源として利用する。特に、工程（II−Ａ）の熱交換器に導入された蒸気が凝縮した凝縮液を、圧力を降圧させた後、工程（IV）の晶析槽で発生した蒸気に導入して高温流体を形成し、工程（II−Ａ）の熱交換器よりも低温の熱交換器に導入される。降圧させた凝縮液の圧力は、凝縮液を導入する蒸気の圧力と同程度となる。

上記工程（II−Ａ）は、エネルギー効率の観点から、工程（II）に１つだけ含まれることが好ましい。
上記工程（II−Ａ）および（II−Ａ）における加熱温度は、工程（IV）で発生する蒸気の温度によって決定される。また、導入される蒸気および高温流体の圧力も工程（IV）で発生する蒸気の圧力によって決定される。

この工程では、ＣＴＡを十分に溶解するために、ＣＴＡ水溶液は通常２３０℃以上、好ましくは２４０〜３００℃まで加熱される。加熱時の系内の圧力は、水溶液を実質的に液相に保持できる圧力以上であれば特に制限はないが、通常１〜１１ＭＰａ（ゲージ圧）好ましくは３〜９ＭＰａ（ゲージ圧）である。

このようにして調製されたＣＴＡ水溶液の濃度は、上記ＣＴＡスラリーの濃度によって決定され、通常１０〜４０重量％、好ましくは２０〜３０重量％である。
本発明では、この工程（II）において、温度が２００℃以下のＣＴＡスラリーの熱交換器内における流速を１．７ｍ／秒以上、好ましくは２．０ｍ／秒以上、より好ましくは２．２ｍ／秒以上に制御する。流速の上限はテレフタル酸を十分に溶解させるために１０．０ｍ／秒以下が好ましく、５．５ｍ／秒以下がより好ましい。温度が２００℃以下のＣＴＡスラリーの熱交換器内における流速を上記範囲に制御することによって、熱交換器内でのスケール生成による詰まりを防止でき、効率よくＣＴＡ水溶液を調製できる。

（III）水素添加処理工程：
この工程では、上記ＣＴＡ水溶液を水素添加反応槽に導入して水素添加処理を施し、ＣＴＡ水溶液に含まれる４−ＣＢＡを４−メチル安息香酸（４−ＭＢＡ）に還元する。

上記水素添加反応槽は、水素添加触媒が充填された触媒層を有し、触媒とＣＴＡ水溶液とが接触した状態で水素を供給できるものであれば、その形状、構造等は特に制限されない。好ましい水素添加反応槽としては、固形の触媒が充填された固定触媒層を内部に有し、この触媒層にＣＴＡ水溶液を通液できるように水溶液導入路および水溶液導出路を有し、さらに水素を供給できるように水素供給路を有するものが挙げられる。ＣＴＡ水溶液の通液方向は制限されず、上向流でも下向流でもよいが、下向流で通液することが好ましく、このために水溶液導入路が水素添加反応槽の上部に、水溶液導出路が下部に設けられていることが好ましい。また、水素は上部から供給されることが好ましく、このために水素供給路が水素添加反応槽の上部に設けられていることが好ましい。

水素添加触媒としては、従来から用いられているものが使用でき、例えばパラジウム、ルテニウム、ロジウム、オスミウム、イリジウム、白金、白金黒、パラジウム黒、鉄、コバルト−ニッケル等が挙げられるが、固定層を形成できるようにこれらを担体、好ましくは活性炭等の吸着性の担体に担持した固形触媒が好ましい。

具体的な水素添加処理方法としては、たとえば、ＣＴＡ水溶液を水素添加反応槽に導入し、触媒層を通過させながら、水素ガスをＣＴＡ水溶液中の４−ＣＢＡの通常１．５倍モル以上、好ましくは２倍モル以上の流量で供給して水素添加を行なうことが望ましい。水
素添加時の反応温度は通常２３０℃以上、好ましくは２５５〜３００℃であり、圧力は通常１〜１１ＭＰａ、好ましくは３〜９ＭＰａ（ゲージ圧）であり、水素分圧は通常０．０５ＭＰａ以上、好ましくは０．０５〜２ＭＰａである。
この水素添加処理により、ＣＴＡ中の４−ＣＢＡは水溶性の４−ＭＢＡに還元され、一方、ＴＡは水に難溶性であるため、通常３００℃以下、好ましくは１００〜２８０℃の温度で晶析および固液分離を行なうことにより、ＣＴＡ水溶液から４−ＭＢＡを分離してＰＴＡを得ることができる。

（IV）晶析工程：
この工程では、上記水素添加後のＣＴＡ水溶液（以下、「ＣＴＡ水添処理液」という）を複数の晶析槽で段階的に降圧冷却してＴＡを晶析させる。晶析槽としては、一般にテレフタル酸の製造に用いられるものを用いることができる。具体的には、上記ＣＴＡ水添処理液の圧力より低い圧力条件に設定した晶析槽に上記ＣＴＡ水添処理液を導入し、ＣＴＡ水添処理液の圧力を減圧させ、これに伴いＣＴＡ水添処理液を冷却させる（降圧冷却）方法である。本発明では、複数の晶析槽を用いてＣＴＡ水添処理液の圧力を段階的に減圧し、これに伴ってＣＴＡ水添処理液の温度を段階的に低下させる。これにより、テレフタル酸が晶析され、ＴＡスラリーが形成される。

上記のように降圧冷却を行なうと、各晶析槽においてＣＴＡ水添処理液の中の水媒体の一部が気化して蒸気が発生する。この蒸気は、好ましくは、上述したように、前記工程（II）の熱交換器に導入され、ＣＴＡスラリーの加熱源として利用される。特に、上記晶析槽のうち、最も高温高圧の晶析槽で降圧冷却により発生する蒸気は、熱交換器で生成する凝縮液を導入することなく、単独で工程（II）の熱交換器に導入することがエネルギー効率の観点から好ましい。

降圧冷却により冷却されたＣＴＡ水添処理液および発生した蒸気の温度は、各晶析槽において降圧冷却時の圧力を調整することにより適宜決定される。
（V）固液分離工程：
この工程では、上記ＴＡスラリーを固液分離して母液からＰＴＡを分離回収する。固液分離は、濾過機や遠心分離機など、一般にテレフタル酸の製造に用いられる固液分離装置を用いて実施することができる。

さらに、上記ＰＴＡを再び水に懸濁し、ＰＴＡ結晶に付着している異物を水相に移行し、その後、固液分離および乾燥を行ってもよい。
（製造装置）
本発明に係る高純度テレフタル酸の製造方法は、混合槽、複数の熱交換器、反応槽、複数の晶析槽および固液分離装置がこの順で直列に接続された、高純度テレフタル酸の製造装置であって、ｎ個の熱交換器とｎ個の晶析槽とを有する、以下のような製造装置を使用して行なうことができる。

＜第１の製造装置＞
第１の製造装置では、熱交換器と晶析槽は接続されておらず、晶析槽で発生する蒸気は利用されない。この場合の熱交換器には他の経路で発生した蒸気が導入される（図１（ｎ＝４の場合）参照）。

＜第２の製造装置＞
第２の製造装置では、少なくとも１つの熱交換器が、晶析槽で発生する蒸気が導入されるように当該晶析槽と接続されている。残りの熱交換器は他の熱源導入経路と接続されていてもよいし、ヒーターなどの他の加熱器により加熱できるものでもよいが、全ての熱交換器が晶析層と接続されていることがエネルギー効率の観点で好ましい（図２（ｎ＝４の
場合）参照）。

複数の熱交換器が晶析槽と接続されている場合、これらの熱交換器のうち、最も高温の熱交換器は、最も高温高圧の晶析槽と接続されていることが、エネルギー効率の観点から好ましい。

＜第３、第４の製造装置＞
第３および第４の製造装置では、少なくとも１つの熱交換器が、晶析槽で発生する蒸気が導入されるように当該晶析槽と接続されている。

また、残りの熱交換器のうちの少なくとも１つは、蒸気配管により晶析槽と接続されており、この蒸気配管の途中にはこの熱交換器よりも高温高圧の熱交換器に接続された凝縮液配管が接続されており、この凝縮液配管の途中には圧力調整弁が設けられている。これにより、晶析槽で発生する蒸気に熱交換器で生成する凝縮液が導入されて高温流体が形成され、この高温流体が該熱交換器よりも低温低圧の熱交換器に導入される。このような第３および第４の製造装置は、前記第１および第２の製造装置に比べてエネルギー効率が優れている点で好ましい。

前記熱交換器のうち、最も高温の熱交換器は、最も高温高圧の晶析槽と接続されていることが、エネルギー効率の観点から好ましい。
また、前記熱交換器の少なくとも１つ（以下、この熱交換器を「熱交換器α」という）は晶析槽（以下、この晶析槽を「晶析槽α」という）と接続され、熱交換器αよりも低温低圧の熱交換器のうちの少なくとも１つ（以下、この熱交換器を「熱交換器β」という）は、晶析槽αと異なる晶析槽（以下、この晶析槽を「晶析槽β」という）と蒸気配管により接続され、この蒸気配管の途中には熱交換器αに接続された凝縮液配管が接続されており、この凝縮液配管の途中には圧力調整弁が設けられていることが好ましい。

さらに、本発明の製造装置には、晶析槽のみと接続している熱交換器が１つであることがエネルギー効率の観点から好ましい。
このような製造装置の具体例（ｎ＝４の場合）を図３および図４に示す。図３に示す第３の製造装置では、熱交換器（ｎ）が晶析槽（１）と配管により接続され、低温側からｉ番目（ｉは１以上ｎ−１以下の整数）の熱交換器（ｉ）が蒸気配管により晶析槽（ｎ−ｉ＋１）と接続され、この蒸気配管の途中に熱交換器（ｉ＋１）に接続された凝縮液配管が接続されている製造装置（図３参照）が挙げられる。凝縮液配管には、圧力調整弁が設けられていることが好ましい。

図４に示す第４の製造装置では、熱交換器（ｎ）が晶析槽（１）と配管により接続され、熱交換器（ｉ）が蒸気配管により晶析槽（ｎ−ｉ＋１）と接続され、この蒸気配管の途中に熱交換器（ｉ＋２）に接続された凝縮液配管が接続されている（ただし、ｉは１以上ｎ−１以下の整数である）製造装置も挙げられる。この場合にも、凝縮液配管には、圧力調整弁が設けられていることが好ましい。

以下、第３または第４の製造装置により高純度テレフタル酸を製造する場合の晶析槽で発生する蒸気およびその凝縮液の利用方法、具体的には、工程（IV）において、晶析槽をｎ個（ｎは２以上の整数）使用し、工程（II）において、このｎ個の晶析槽から発生する蒸気を加熱源として利用する熱交換器をｎ個使用する場合の利用方法について説明する。

最も高温高圧の晶析槽を晶析槽（１）とし、順に低温側に、晶析槽（２）、晶析槽（３）、・・・、晶析槽（ｎ−１）とし、最も低温低圧の晶析槽を晶析槽（ｎ）とする。また、最も低温の熱交換器を熱交換器（１）とし、順に高温側に、熱交換器（２）、熱交換器
（３）、・・・、熱交換器（ｎ−１）とし、最も高温の熱交換器を熱交換器（ｎ）とする。

通常、最も高温高圧の晶析槽（１）で降圧冷却により発生する蒸気は、エネルギー効率の観点から、熱交換器で生成する凝縮液を導入せずに、単独で熱交換器（ｎ）に導入することが好ましい。

また、低温側からｉ番目（ｉは１以上ｎ−１以下の整数）の熱交換器（ｉ）には、熱交換器（ｉ）よりも高温の熱交換器（ｉ＋１）で生成する高圧の凝縮液を、低温側からｉ番目の晶析槽で降圧冷却により発生する蒸気に導入して形成された高温流体を、加熱源として導入する。ここで、低温側からｉ番目の晶析槽は高温側から数えるとｎ−ｉ＋１番目である。したがって、低温側からｉ番目の熱交換器（ｉ）には、晶析槽（ｎ−ｉ＋１）で発生した蒸気と熱交換器（ｉ＋１）で生成する高圧の凝縮液との高温流体が導入される。この高温流体を形成する場合、凝縮液の圧力を降圧した後、該凝縮液が生成された熱交換器よりも低圧低温の熱交換器に接続する蒸気配管に該凝縮液を導入することが好ましい。

なお、前者の工程は工程（II−Ａ）に相当し、後者の工程は工程（II−Ｂ）に相当する。
本発明の製造方法では、工程（II−Ａ）および（II−Ｂ）は上記工程に限定されず、たとえば、工程（II−Ｂ）が以下の工程であってもよい。

低温側からｉ番目（ｉは１以上ｎ−１以下の整数）の熱交換器（ｉ）には、熱交換器（ｉ）よりも高温の熱交換器（ｉ＋２）で生成する高圧の凝縮液を、低温側からｉ番目の晶析槽で降圧冷却により発生する蒸気に導入して形成された高温流体を、加熱源として導入してもよい。上記と同様に、低温側からｉ番目の晶析槽は高温側から数えるとｎ−ｉ＋１番目であるから、低温側からｉ番目の熱交換器（ｉ）には、晶析槽（ｎ−ｉ＋１）で発生した蒸気と熱交換器（ｉ＋２）で生成する高圧の凝縮液との高温流体を導入してもよい。この場合も、高温流体を形成する際には、凝縮液の圧力を降圧した後、該凝縮液が生成された熱交換器よりも低圧低温の熱交換器に接続する蒸気配管に該凝縮液を導入することが好ましい。

［実施例］
以下、本発明を実施例により説明するが、本発明は、この実施例により何ら限定されるものではない。

図２に示す４個の多管式熱交換器と４個の晶析槽とを有する製造装置（ｎ＝４）を使用して、ＣＴＡ濃度が３０重量％のＣＴＡスラリーを表１に示す流速で熱交換器に供給して下記のようにして加熱し、得られたＣＴＡ水溶液を水素添加処理した後、ＣＴＡ処理液を降圧冷却して高純度テレフタル酸を製造した。なお、第一熱交換器（ｉ＝１）の手前に流量計および流量調節バルブを設置し、この流量計によりＣＴＡスラリーの流量を測定し、この流量と熱交換器の容量とからＣＴＡスラリーの流速を算出した。また、異なる流速条件下で各々２ヶ月間高純度テレフタル酸を製造した。

第一熱交換器（ｉ＝１）には、第四晶析槽（ｉ＝４）で発生した温度１４３℃、圧力０．４ＭＰａの蒸気を導入した。第二熱交換器（ｉ＝２）には、第三晶析槽（ｉ＝３）で発生した温度１８２℃、圧力１．１ＭＰａの蒸気を導入した。第三熱交換器（ｉ＝３）には、第二晶析槽（ｉ＝２）で発生した温度２０７℃、圧力１．８ＭＰａの蒸気を導入した。第四熱交換器（ｉ＝４）には、第一晶析槽（ｉ＝１）で発生した温度２２０℃、圧力２．３ＭＰａの蒸気を導入した。各熱交換器で熱交換した後の凝縮液は、それぞれ、温度が１
００℃、圧力が０．１ＭＰａとなるように降圧した後、凝縮液回収槽に回収した。

いずれの流速においても、第一熱交換器出口でのＣＴＡスラリーの温度は１３０℃〜１３５℃であり、第二熱交換器出口でのＣＴＡスラリーの温度は１８０〜１８５℃であり、第三熱交換器出口でのＣＴＡスラリーの温度は２００〜２０５℃であった。

第一熱交換器から第二熱交換器までのＣＴＡスラリーの圧力損失上昇速度を表１に示す。僅かな圧力損失上昇が見られたが、熱交換器内の詰まりは認められなかった。

また、上記製造方法におけるエネルギー効率を、熱交換器で生成した凝縮液を降圧する際に生じるエクセルギーロスで評価した。結果を表２に示す。

図３に示す４個の多管式熱交換器と４個の晶析槽とを有する製造装置（ｎ＝４）を使用して、ＣＴＡ濃度が３０重量％のＣＴＡスラリーを表３に示す流速で熱交換器に供給して下記のようにして加熱し、得られたＣＴＡ水溶液を水素添加処理した後、ＣＴＡ処理液を降圧冷却し、１ヶ月間高純度テレフタル酸を製造した。なお、ＣＴＡスラリーの流速は実施例１と同様にして算出した。

第一熱交換器（ｉ＝１）には、第二熱交換器（ｉ＝２）で熱交換した後の凝縮液を第四
晶析槽（ｉ＝４）で発生した蒸気の温度（１４３℃）および圧力（０．４ＭＰａ）と等しくなるように降圧させた後、第四晶析槽で発生した蒸気に導入して高温流体を形成し、この高温流体を導入した。第二熱交換器（ｉ＝２）には、第三熱交換器（ｉ＝３）で熱交換した後の凝縮液を第三晶析槽（ｉ＝３）で発生した蒸気（１８２℃）の温度および圧力（１．１ＭＰａ）と等しくなるように降圧させた後、第三晶析槽で発生した蒸気に導入して高温流体を形成し、この高温流体を導入した。第三熱交換器（ｉ＝３）には、第四熱交換器（ｉ＝４）で熱交換した後の凝縮液を第二晶析槽（ｉ＝２）で発生した蒸気の温度（２０７℃）および圧力（１．８ＭＰａ）と等しくなるように降圧させた後、第二晶析槽で発生した蒸気に導入して高温流体を形成し、この高温流体を導入した。第四熱交換器（ｉ＝４）には、第一晶析槽（ｉ＝１）で発生した、温度２２０℃、圧力２．３ＭＰａの蒸気を導入した。なお、第一熱交換器で生成した凝縮液は、温度が１００℃、圧力が０．１ＭＰａとなるように降圧した後、凝縮液回収槽に回収した。

いずれの流速においても、第一熱交換器出口でのＣＴＡスラリーの温度は１２０〜１２５℃であり、第二熱交換器出口でのＣＴＡスラリーの温度は１６０〜１６５℃であり、第三熱交換器出口でのＣＴＡスラリーの温度は２００〜２０５℃であった。

第一熱交換器から第二熱交換器までのＣＴＡスラリーの圧力損失上昇速度を表３に示す。僅かな圧力損失上昇が見られたが、熱交換器内の詰まりは認められなかった。

また、上記製造方法におけるエネルギー効率を、熱交換器で生成した凝縮液を降圧する際に生じるエクセルギーロスで評価した。結果を表４に示す。

図３に示す４個の多管式熱交換器と４個の晶析槽とを有する製造装置（ｎ＝４）を使用して、ＣＴＡ濃度３０重量％のＣＴＡスラリーを表５に示す流速で熱交換器に供給して下記のようにして加熱し、得られたＣＴＡ水溶液を水素添加処理した後、ＣＴＡ処理液を降圧冷却し、高純度テレフタル酸を製造した。なお、ＣＴＡスラリーの流速は実施例１と同様にして算出した。異なる流速条件下で各々２ヶ月間高純度テレフタル酸を製造した。

第一熱交換器（ｉ＝１）には、第二熱交換器（ｉ＝２）で熱交換した後の凝縮液を第四晶析槽（ｉ＝４）で発生した蒸気の温度（１４３℃）および圧力（０．４ＭＰａ）と等しくなるように降圧させた後、第四晶析槽で発生した蒸気に導入して高温流体を形成し、この高温流体を導入した。第二熱交換器（ｉ＝２）には、第三熱交換器（ｉ＝３）で熱交換した後の凝縮液を第三晶析槽（ｉ＝３）で発生した蒸気（１８２℃）の温度および圧力（１．１ＭＰａ）と等しくなるように降圧させた後、第三晶析槽で発生した蒸気に導入して高温流体を形成し、この高温流体を導入した。第三熱交換器（ｉ＝３）には、第四熱交換器（ｉ＝４）で熱交換した後の凝縮液を第二晶析槽（ｉ＝２）で発生した蒸気の温度（２０７℃）および圧力（１．８ＭＰａ）と等しくなるように降圧させた後、第二晶析槽で発生した蒸気に導入して高温流体を形成し、この高温流体を導入した。第四熱交換器（ｉ＝４）には、第一晶析槽（ｉ＝１）で発生した、温度２２０℃、圧力２．３ＭＰａの蒸気を導入した。なお、第一熱交換器で生成した凝縮液は、温度が１００℃、圧力が０．１ＭＰａとなるように降圧した後、凝縮液回収槽に回収した。

いずれの流速においても、第一熱交換器出口でのＣＴＡスラリーの温度は１１５〜１２０℃であり、第二熱交換器出口でのＣＴＡスラリーの温度は１３０〜１３５℃であり、第三熱交換器出口でのＣＴＡスラリーの温度は２００〜２０５℃であった。

第一熱交換器から第二熱交換器までのＣＴＡスラリーの圧力損失上昇速度を表５に示す。僅かな圧力損失上昇が見られたが、熱交換器内の詰まりは認められなかった。

また、上記製造方法におけるエネルギー効率を、熱交換器で生成した凝縮液を降圧する際に生じるエクセルギーロスで評価したところ、実施例２と同じであった。
［比較例１］
熱交換器内のＣＴＡスラリーの流速を１．６ｍ／秒に変更した以外は、実施例１と同様にして高純度テレフタル酸を製造したところ、１ヶ月かからずに熱交換器にＣＴＡスラリーを導入することが困難になった。熱交換器の内部を点検したところ、内部で詰まりが発生していた。

図１は、第１の製造装置（ｎ＝４の場合）の概略図である。 図２は、第２の製造装置（ｎ＝４の場合）の概略図である。 図３は、第３の製造装置（ｎ＝４の場合）の概略図である。 図４は、第４の製造装置（ｎ＝４の場合）の概略図である。

符号の説明

１ 混合槽
２１ 第一多管式熱交換器（ｉ＝１）
２２ 第二多管式熱交換器（ｉ＝２）
２３ 第三多管式熱交換器（ｉ＝３）
２４ 第四多管式熱交換器（ｉ＝４）
３ 熱交換器
４ 水素添加反応槽
５１ 第一晶析槽（ｉ＝１）
５２ 第二晶析槽（ｉ＝２）
５３ 第三晶析槽（ｉ＝３）
５４ 第四晶析槽（ｉ＝４）
６ 固液分離装置
７１〜７４ 圧力調整弁
８ 凝縮液回収槽
９ 蒸気配管
１０ 凝縮液配管
ＣＴＡ 粗テレフタル酸
ＰＴＡ 高純度テレフタル酸

Claims (5)

1. （I）パラキシレンの液相酸化によって得られる粗テレフタル酸と水とを混合して粗テ
   レフタル酸スラリーを形成する工程、（II）該粗テレフタル酸スラリーを複数の熱交換器で段階的に加熱して溶解させ粗テレフタル酸水溶液を形成する工程、（III）該粗テレフ
   タル酸水溶液を水素添加処理する工程、（IV）水素添加後のテレフタル酸水溶液を複数の晶析槽で段階的に降圧冷却してテレフタル酸を晶析させる工程、（V）得られたテレフタ
   ル酸スラリーを固液分離する工程を含む高純度テレフタル酸の製造方法において、
   前記工程（II）において、温度が２００℃以下の粗テレフタル酸スラリーの熱交換器内における流速が１．７ｍ／秒以上であることを特徴とする高純度テレフタル酸の製造方法。
2. 前記工程（II）が、前記工程（IV）において降圧冷却により発生する蒸気を熱交換器に導入して粗テレフタル酸スラリーを加熱する工程（II−Ａ）を少なくとも１つ含むことを特徴とする請求項１に記載の高純度テレフタル酸の製造方法。
3. 前記工程（II）が、さらに、前記工程（IV）において降圧冷却により発生する蒸気と、該蒸気より高温高圧の蒸気が導入された熱交換器で生成する凝縮液とを含む高温流体を該熱交換器よりも低温の熱交換器に導入して粗テレフタル酸スラリーを加熱する工程（II−Ｂ）を少なくとも１つ含むことを特徴とする高純度テレフタル酸の製造方法。
4. 前記熱交換器が多管式熱交換器である請求項１〜３のいずれか１項に記載の高純度テレフタル酸の製造方法。
5. 前記粗テレフタル酸スラリー中の粗テレフタル酸の濃度が１０〜４０重量％であることを特徴とする請求項１〜４のいずれか１項に記載の高純度テレフタル酸の製造方法。

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