CN114957038A - 一种芳烃经氨氧化合成腈化合物的方法 - Google Patents

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Abstract

本发明提供一种芳烃经氨氧化制备芳香腈化合物的方法，包含如下步骤：S1：在流化床B1中催化剂存在下，芳烃经氨氧化得到腈化合物粗产品；S2：将B1出口的混合反应气体经后冷单元、溶剂洗涤单元后，液相进入产品精制系统分离出轻组分、重组分，得到腈化合物；S3：将S2的轻组分以及有机组份合并后得到混合轻组分，进入流化床B2，混合轻组分继续反应部分转化为腈化合物；S4：将B2出口气体合并到S2的B1出口的混合反应气体中；其中，控制催化剂中碳酸根的含量为10～1200ppm；控制S4中混合反应气体中酰胺类重组分的选择性小于<1wt％。该方法可提高产品收率，并显著减少有机物废气、固废的排放。

Description

一种芳烃经氨氧化合成腈化合物的方法
技术领域
本发明属于有机合成领域，具体涉及一种芳烃经氨氧化合成腈化合物的方法。
背景技术
芳香腈是一类具有广泛用途的精细化工中间体，是氰基与芳环直接相连的物质，其与芳环相连的氰基具有较高的反应活性。利用其氰基的高反应性及它能使其它部位活化具有极强的化学活泼性，通过水解、加氢、加成、缩合、聚合、卤化等反应，可合成一系列的精细化工产品，是制造农药、医药、染料、香料、油品、染料添加剂等最重要的原料。
芳腈的生产主要有多种方法，但最简单有效、最经济的方法是采用相应的芳烃、氨和空气进行直接氨氧化反应得到芳腈产品。芳烃或带有取代基的芳烃在气相与氨和空气的反应，称之为芳烃的气相氨氧化反应。
关于芳烃氨氧化的工艺过程，已经有大量的文献进行研究。如在CN 2011103694中描述的，芳烃氨氧化是一个强放热反应过程，通常采用流化床反应器进行芳腈的生产。空气经过预热后，通过反应器底部的空气分布器进入反应器床层。相应的芳烃和氨气混合，从氨气/芳烃混合分布器进入反应器床层。反应后的气体，经过反应器顶部的旋风分离器，回收大部分夹带的催化剂细颗粒，反应气体离开反应器。在反应生成气中，除含有腈类产品以外，通常还含有氨气、氰化氢、一氧化碳、二氧化碳、水蒸气、氮气、剩余的少量氧气，以及未反应的烃类原料、反应中间产物如甲基芳腈类、甲基氰基杂环化合物，还包括过度反应产生的重组分，芳香酰胺或者芳香羧酸类化合物。这就需要对反应生成气进行分离处理，得到高纯度的目标腈类产品。
CN200710166048描述了对反应后物料的处理过程。离开反应器的高温工艺气体，首先进入一个反应后冷却器，进行降温。然后再进入吸收塔，采用沸点低于腈类产品的溶剂进行吸收，吸收塔顶部气相进入废气焚烧系统处理，吸收塔底部得到腈类产品的混合吸收液。吸收液再送到产品分离系统，除去轻组分和重组分，最终得到腈类产品。
如前所述，由于芳烃的氨氧化反应是一个强放热气固催化反应，催化剂本身具有一定的选择性；并且反应在流化床反应器中进行，反应过程中不可避免造成物料的返混，因此，并不是所有的物料都转化为目标产物，会有一些副产物伴随着主产物而生成。具体的反应过程和机理，在“BULLETIN OF THE CHEMICAL SOCIETY OF JAPAN”，Vol.40(1967)，第1307～1314中有详细的描述。
通常，在制备芳香腈类的过程中，会有5～20％的轻组分产生。这些轻组分中有一部分为没有反应的烃类原料，还有一部分为反应过程中的中间过渡物质。例如，在间二甲苯氨氧化生成间苯二甲腈的过程中，会有一部分的间二甲苯转化为间甲基苯甲腈。目前的工艺中，这些轻组分会当做废弃物，进入废气或者固废处理系统处理掉。这就造成在芳腈类产品的生产过程中，原料的消耗值过高，并增加了废产品处理的投资和能耗。
同时，如果反应条件过度，比如停留时间过长，或者反应温度过高，也会生成较多的重组分，比如酰胺类以及酰胺类进一步水解生成羧酸类的物质。比如，在间苯二甲腈的生产过程中，会生成约2～8％的3-氰基苯甲酰胺，以及少量的3-氰基苯甲酸。这些重组分会对下游产品的性能产生显著的不利影响。而且，这些重组份由于熔点较高，精馏分离过程中容易堵塞设备，难于处理，往往需要带走一部分产品作为固废处理。这样也降低了产品的收率，增加了固废的产生量。
因此，需要找到一种新的工艺生产方法改进现有的工艺，在采用流化床法生产芳香腈类的过程中，提高原料的利用率，增加腈类产品的收率，并且减少酰胺类重组分的生成，降低废气或者固废的处理能耗。
发明内容
为克服现有工艺的缺陷，本发明提供一种采用流化床反应器进行芳烃氨氧化制备腈类物质的工艺方法，该方法可以提高原料的利用率，增加腈类产品的收率，并且减少酰胺类重组分的生成，降低废气或者固废的处理能耗。
为达到上述发明目的，本发明提供如下技术方案：
一种芳烃经氨氧化制备芳香腈化合物的方法，所述方法包含如下步骤：
S1：流化床B1中在催化剂存在下，芳烃经氨氧化得到腈化合物粗产品；
S2：将S1中B1出口的混合反应气体经后冷单元、溶剂洗涤单元后，液相进入产品精制系统分离出轻组分、重组分，得到腈化合物，气相经深冷单元回收尾气中的有机组份；
S3：将S2的轻组分以及有机组份合并后得到混合轻组分，进入流化床B2，催化剂存在下，混合轻组分继续反应部分转化为腈化合物；
S4：将S3中B2出口气体合并到S2的B1出口的混合反应气体中；
其中，控制S1中B1内和S3中B2内催化剂中碳酸根的质量含量为10～1200ppm，优选控制催化剂中碳酸根含量在10～800ppm；S3在B2中加入反应副产物抑制副反应；控制S4混合反应气体中酰胺类重组分的选择性<1wt％，优选<0.5wt％。
在一种实施方案中，如附图1所示，原料气体芳烃、氨气和空气，按照一定的比例混合并预热后，进入流化床反应器1，在设置的温度和压力下，进行芳烃的氨氧化反应。反应后的气体从反应器顶部出来，进入一个吸收塔2，采用溶剂进行吸收。吸收塔顶部的排气经过塔顶冷凝器3，将部分物料冷凝下来。冷凝下来的物料中含有溶剂等有机物以及反应产生的水，再进入一个倾析器4进行分相处理，水相排走去送往废水处理单元，有机相与补充的吸收溶剂合并，返回吸收塔。倾析器排出的气相，再进入一个深冷器5和气液分离器6，将未反应的原料和反应中间产物等轻组分进一步冷凝回收，气液分离器的气相送往废气处理单元。吸收塔塔釜的吸收液，送到轻组分分离塔7进行分离。轻组分分离塔塔釜得到产品和重组分混合物，再进入产品分离塔8，塔顶得到腈类产品，塔釜得到重组分，送往固废处理单元。轻组分分离塔顶部得到的轻组分，一部分作为吸收塔的补充吸收液，多余的轻组分和气液分离器6中分离出来的液相合并，进入小型流化床反应器9，进一步的反应，反应出口气体循环到主反应器1出口气体合并，统一进行处理。通过将未反应的原料以及反应过程中的中间产物等轻组分回收并进一步反应，最终提高反应的总收率。
本发明中，S1所述的芳烃为甲苯、二甲苯、卤代甲苯和杂环甲基化合物中的一种或多种；优选芳烃为间二甲苯。
本发明中，S1所述的芳香腈化合物为苯甲腈、间苯二甲腈、对苯二甲腈、卤代苯甲腈和杂环氰基化合物中的一种或多种；优选芳香腈类化合物为间苯二甲腈。
本发明中，S1中原料芳烃、氨气和空气的摩尔比为1:(3～10):(20～50)。
本发明中，S1加入V-Cr催化剂；优选地，S1和S3中通过分别控制制备过程中催化剂载体和活性组分中碳酸根含量来控制催化剂中总的碳酸根含量。催化剂中的碳酸根往往来自制备催化剂的组份原料、载体等。比如，催化剂的制备过程中会有钾盐的加入，就会有可能混入碳酸钾。在V-Cr类催化剂制备过程中，也经常会加入草酸或者草酸盐。在草酸或者草酸盐分解过程中，如果分解不彻底，与部分金属组份之间会生产碳酸盐。另外，催化剂的载体，也往往会有少量的碳酸根残留。发明人惊奇地发现，这些碳酸根的存在，会导致金属组分分散变差，并且加剧氰根的水解，从而影响反应，生成更多的重组分。进一步的分析可知，催化剂中活性组分应该以氧化物的形式存在，并且在反应过程中需要还原成活性点位，这样才能在氨氧化反应过程中携带晶格氧，完成氨氧化反应的过程。如果催化剂中有较多碳酸根存在，部分金属元素会与碳酸根结合形成沉淀，并且覆盖金属氧化物，导致分散性变差。另外，反应过程中会生成水汽，碳酸根的存在会改变催化剂表面的碱性，有利于氰根转化为酰胺。
本发明中，S1的反应温度为350～450℃，反应压力为0.005～0.1MPaG，以芳烃/催化剂重量计的反应负荷0.03～0.1WWH-1。
本发明中，S2所述的轻组分为未反应的芳烃和反应的中间产物；优选地，所述未反应的芳烃为甲苯、二甲苯、卤代甲苯和杂环甲基化合物中的一种或多种；优选地，所述反应的中间产物为甲基苯甲腈和/或杂环甲基氰基化合物。这些轻组分的沸点一般都远低于目标产物。
本发明中，一般的以原料转化的摩尔数计，轻组分大约有3％～20％之间，因此，根据轻组分的量不同，S3所述的流化床B2的直径为S1所述流化床B1直径的0.1～0.5倍。S3的B2中加入的催化剂与S1的B1加入的催化剂种类相同；优选地，S3的B2中加入的催化剂质量是S1的B1加入的催化剂质量的2％～40％。
本发明中，S3在B2中加入的副产物为CO2、CO和HCN中的一种或多种，优选加入CO2；加入这些深度氧化的副产物的目的，是通过反应平衡，抑制轻组分生成更多的轻组分，从而提高最终产品的产率。然而，加入过多的副产物，也会降低反应器的效率，因此，优选地，B2加入的副产物为轻组分总量的20mol％～200mol％。
本发明中，S4为了提高原料转化为目标产物的收率，本发明控制反应条件，减少重组分副产物的生成。例如，增大反应的处理量，或者降低反应温度，减少重组分酰胺类和羧酸类物质的生成。同时，发明人发现，通过控制催化剂中碳酸根的含量，与上述反应条件配合，能够更有效的降低重组分的生成。一般的，控制催化剂中碳酸根的含量在10～1200ppm，将粗产品中重组分的量控制在<1wt％。更进一步的，控制催化剂中碳酸根含量在10～800ppm，能将重组分控制在<0.5wt％。这样能减少物料的消耗，同时降低重组分分离系统的操作难度甚至免去重组分分离过程。
本发明中，S4中将B2出口气体合并到B1出口的混合反应气体中后，送去后续分离单元。
本发明的另一目的在于提供一种腈化合物产品。
一种腈化合物产品，采用上述的芳烃经氨氧化制备芳香腈化合物的方法制备得到；优选地，所述腈化合物产品为苯甲腈、间苯二甲腈、卤代苯甲腈和杂环氰基化合物中的一种或多种。
本发明中如无特别说明，所述压力均为表压。
与现有技术相比较，本发明的技术方案具有如下积极效果：
(1)显著提高了芳烃转化为芳香腈目标产品的收率，减少了芳烃原料消耗约2～15％；
(2)减少了反应副产物，从而减少了废气、废液(固)的处理量约2～15％；
(3)反应产物中酰胺等重组分含量降低到<1wt％，更优选的降低到<0.5wt％，降低了重组分分离的操作复杂程度，甚至免去重组分分离过程，同时有利于产品质量的提高。
附图说明
附图1为连续操作工艺流程图，其中
1、流化床反应器
2、吸收塔
3、吸收塔顶冷凝器
4、倾析器
5、深冷器
6、气液分离器
7、轻组分分离塔
8、产品精制塔
9、小型流化床。
具体实施方式
为了能够详细地理解本发明的技术特征和内容，下面结合附图和实施例进一步说明本发明的实施方案。但是本发明不限于所列出的实施例，还应包括在本发明所要求的权利范围内其它任何公知的改变。
本发明中所涉及的主要原料来源如下：
间二甲苯：中国石化北京燕化石油化工股份有限公司,纯度>99.5％；
CO/CO2气体：烟台双丰实业有限公司，纯度>99.9％；
HCN气体：万华化学烟台工业园，纯度>99％；
催化剂：参考专利CN1500775A制备；其中催化剂制备所用到的试剂来自上海阿拉丁生化科技股份有限公司，均为化学纯试剂；
本发明中所涉及的测试方法：
反应过程中原料的转化率、产物选择性等，采用气相色谱仪进行分析计算。色谱柱为2mm×2m不锈钢柱，1.5％SP2250+2％QF-1固定液，200-120目chromosorb HP担体；岛津-14A FID检测器；柱温120℃，汽化室温度为240℃，检测器温度为240℃；载气为高纯氮气，流速16mL/min。
反应转化率C％：反应芳烃摩尔数/进料芳烃尔数×100％；
反应选择性S％：目标腈类生成摩尔数/反应芳烃摩尔数×100％。
催化剂中碳酸根含量采用离子色谱分析。仪器型号Thermo Fisher Intergrion，色谱柱为IonPac AS18，淋洗液15mM KOH，流速1mL/min，样品量20μL，柱温30℃，电导检测器。
本发明装置如附图1所示，其中1为主流化床反应器B1，9为小型流化床反应器B2。设备主要参数描述见对比例和实施例。
制备催化剂：
本发明采用V-Cr体系催化剂，其制备方法如下：将V2O5、Cr2O3以及助剂氧化硼、磷钼酸铵、硝酸钾加入到草酸溶液中，并加入二氧化硅作为催化剂的载体，搅拌均匀得到悬浮混合物，具体按照专利CN1500775A实施例1。将悬浮物经过蒸发并经喷雾成型干燥、焙烧。其中焙烧温度为500～700℃，时间为5～15小时。最终催化剂组份的比例为V:Cr:B:P:Mo:K＝1:1:0.5:0.5:0.5:0.05，催化剂载体占催化剂总重量的60％。通过控制活性组分和载体中碳酸根(碳酸钠盐等)的含量，以及用部分碳酸盐替代上述活性组分，例如用碳酸钾部分代替硝酸钾，从而得到实施例和对比例中不同碳酸根含量的催化剂。
对比例1
在一个内部直径2.5m，高度20m的流化床反应器中，装填9吨V-Cr系催化剂(催化剂中碳酸根含量为5416ppm)，并按照间二甲苯：氨气：空气＝1:5:30(摩尔比)进行间苯二甲腈合成反应，其中间二甲苯进料为0.36吨/hr，即反应负荷为0.04WWH-1。设置反应温度为410℃，反应压力0.05MPa。在反应器出口采用1.2吨间甲基苯甲腈进行吸收，得到的吸收液经过两级真空精馏塔，在-0.8MPaG下分别除去酰胺等重组分和间甲基苯甲腈，其中间甲基苯甲腈作为吸收液再进行回用，酰胺等重组分作为固废外送处理。最终得到间苯二甲腈产品。根据取样分析，间二甲苯转化率为96.15％，间苯二甲腈选择性为77.48％，酰胺类重组分选择性为3.74％。最终以间二甲苯进料摩尔数计，间苯二甲腈收率为74.50％。
实施例1
在与对比例1中相同的反应器内，按照相同的进料进行间苯二甲腈合成反应，反应温度、压力和摩尔配比也与实施例1相同。与对比例1不同的是，装填6吨V-Cr系催化剂(催化剂中碳酸根含量为290ppm)，即反应负荷为0.06WWH-1。同时，在吸收塔塔顶冷凝器后的排气增加深冷器，深冷器温度设置在5℃。并且，将轻组分分离器塔顶得到的物料提取出来，与深冷器后气液分离器中得到的液相物料合并，进入一个小型流化床反应器，该小型流化床反应器直径1m。小型流化床中催化剂装填量为1.2吨，物料进料配比按照轻组分：氨气：空气：CO2＝1:5:30:1。反应温度、压力与主反应器一致。最终建立平衡以后，以间二甲苯总进料摩尔数计算，间二甲苯转化率为99.72％，间苯二甲腈选择性为82.54％，酰胺类重组分选择性为0.37％。间苯二甲腈总的收率约为82.31％。由于酰胺类物质在粗产品中含量<0.5％，满足下游产品的使用指标，因此，在产品精制过程中，不再需要进行重组分的分离。
对比例2
在一个内部直径1.5m，高度18m的流化床反应器中，装填5吨V-Cr系催化剂(催化剂中碳酸根含量为3272ppm)，并按照2,4-二氯甲苯：氨气：空气＝1:5:30(摩尔比)进行间2,4-二氯苯甲腈反应，其中间2,4-二氯甲苯进料为0.25吨/hr，即反应负荷为0.05WWH-1。设置反应温度为420℃，反应压力0.05MPa。在反应器出口采用2,4-二氯甲苯进行吸收，并对吸收液进行分离。最终得到2,4-二氯苯甲腈产品。根据取样分析，2,4-二氯甲苯转化率为98.62％，间氯苯甲腈选择性为85.46％，酰胺类重组分选择性为2.51％。最终以2,4-二氯甲苯进料摩尔数计，间氯苯甲腈收率为84.28％。
实施例2
在与对比例2中相同的反应器内，按照相同的进料和反应压力、摩尔配比进行2,4-二氯苯甲腈合成反应，催化剂的装填量也与对比例2一致。与对比例2不同的是，催化剂中碳酸根含量为26ppm。为了防止原料过度的转化为重组分和过度氧化产物，反应温度设置为400℃。同样，在吸收塔塔顶冷凝器后的排气增加深冷器，深冷器温度设置在2℃。并且，将轻组分分离器塔顶得到的物料提取出来，与深冷器后气液分离器中得到的液相物料合并，进入一个小型流化床反应器，该小型流化床反应器直径0.3m。小型流化床中催化剂装填量为0.3吨，物料进料配比按照轻组分：氨气：空气：HCN＝1:5:30:0.5。反应温度、压力与主反应器一致。最终建立平衡以后，以间氯甲苯总进料摩尔数计算，间二甲苯转化率为99.04％，2,4-二氯苯甲腈选择性为88.42％，酰胺类选择性为0.27％。间苯二甲腈总的收率约为87.57％。
对比例3
在一个内部直径2.5m，高度20m的流化床反应器中，装填9吨V-Cr系催化剂(催化剂中碳酸根含量为6614ppm)，并按照对二甲苯：氨气：空气＝1:3:20(摩尔比)进行对苯二甲腈合成反应，其中对二甲苯进料为0.27吨/hr，即反应负荷为0.03WWH-1。设置反应温度为350℃，反应压力0MPa。在反应器出口采用对甲基苯甲腈进行吸收，并对吸收液进行分离。最终得到对苯二甲腈产品。根据取样分析，对二甲苯转化率为68.21％，对苯二甲腈选择性为91.53％，酰胺类重组分选择性为2.19％。最终以对二甲苯进料摩尔数计，对苯二甲腈收率为62.43％。
实施例3
在与对比例1中相同的反应器内，装填相同的V-Cr催化剂，按照相同的进料和反应条件进行对苯二甲腈合成反应。与对比例不同的是，催化剂中碳酸根含量为16ppm。同时，在吸收塔塔顶冷凝器后的排气增加深冷器，深冷器温度设置在5℃。并且，将轻组分分离器塔顶得到的物料提取出来，与深冷器后气液分离器中得到的液相物料合并，进入一个小型流化床反应器，该小型流化床反应器直径1.25m。小型流化床中催化剂装填量为2.5吨，物料进料配比按照轻组分：氨气：空气：CO2＝1:3:20:2。反应温度、压力与主反应器一致。最终建立平衡以后，以对二甲苯总进料摩尔数计算，对二甲苯转化率为82.74％，间苯二甲腈选择性为93.63％，酰胺类物质选择性为0.21％。对苯二甲腈总的收率约为77.47％。
对比例4
在一个内部直径1.5m，高度18m的流化床反应器中，装填5吨V-Cr系催化剂(催化剂中碳酸根含量为1620ppm)，并按照2-甲基吡啶：氨气：空气＝1:10:50(摩尔比)进行2-氰基吡啶的合成反应，其中2-甲基吡啶进料为0.5吨/hr，即反应负荷为0.1WWH-1。设置反应温度为450℃，反应压力0.1MPa。在反应器出口采用2-甲基吡啶进行吸收，并对吸收液进行分离。最终得到2-氰基吡啶产品。根据取样分析，2-甲基吡啶转化率为99.40％，2-氰基吡啶选择性为71.93％，酰胺类物质为5.72％。最终以2-甲基吡啶进料摩尔数计，2-氰基吡啶收率为71.50％。
实施例4
在与对比例4中相同的反应器内，装填相同量的V-Cr催化剂，按照相同的进料、反应压力和摩尔配比进行间苯二甲腈合成反应。与对比例4不同的是，催化剂中碳酸根含量为1052ppm，反应温度为425℃。同时，在吸收塔塔顶冷凝器后的排气增加深冷器，深冷器温度设置在2℃。并且，将轻组分分离器塔顶得到的物料提取出来，与深冷器后气液分离器中得到的液相物料合并，进入一个小型流化床反应器，该小型流化床反应器直径0.15m。小型流化床中催化剂装填量为0.2吨，物料进料配比按照轻组分：氨气：空气：CO＝1:10:50:0.2。反应温度、压力与主反应器一致。最终建立平衡以后，以2-甲基吡啶总进料摩尔数计算，2-甲基吡啶转化率为99.70％，2-氰基吡啶选择性为74.56％，酰胺类物质的选择性为0.82％。2-氰基吡啶总的收率约为74.34％。
对比例5
在一个内部直径1.5m，高度18m的流化床反应器中，装填5吨V-Cr系催化剂(催化剂中碳酸根含量为2419ppm)，并按照甲苯：氨气：空气＝1:10:50(摩尔比)进行苯甲腈的合成反应，其中苯甲腈进料为0.4吨/hr，即反应负荷为0.08WWH-1。设置反应温度为420℃，反应压力0.1MPa。在反应器出口采用甲苯进行吸收，并对吸收液进行分离。最终得到苯甲腈产品。根据取样分析，苯甲腈转化率为99.25％，苯甲腈选择性为73.14％，酰胺类物质为3.66％。最终以甲苯进料摩尔数计，苯甲腈收率为72.59％。
实施例5
在与对比例5中相同的反应器内，装填相同量的V-Cr催化剂，按照相同的进料、反应温度、压力和摩尔配比进行苯甲腈合成反应。与对比例5不同的是，催化剂中碳酸根含量为762ppm。同时，在吸收塔塔顶冷凝器后的排气增加深冷器，深冷器温度设置在2℃。并且，将轻组分分离器塔顶得到的物料提取出来，与深冷器后气液分离器中得到的液相物料合并，进入一个小型流化床反应器，该小型流化床反应器直径0.15m。小型流化床中催化剂装填量为0.2吨，物料进料配比按照轻组分：氨气：空气：CO2＝1:10:50:0.5。反应温度、压力与主反应器一致。最终建立平衡以后，以甲苯总进料摩尔数计算，甲苯转化率为99.82％，苯甲腈选择性为78.37％，酰胺类物质的选择性为0.48％。苯甲腈总的收率约为78.22％。
以上已经描述了本发明的各实施例，上述说明是示例性的，并非穷尽性的，并且也不限于所披露的各实施例。在不偏离所说明的各实施例的范围和精神的情况下，对于本技术领域的普通技术人员来说许多修改和变更都是显而易见的。

Claims (8)

1.一种芳烃经氨氧化制备芳香腈化合物的方法，其特征在于，所述方法包含如下步骤：
S1：流化床B1中在催化剂存在下，芳烃经氨氧化得到腈化合物粗产品；
S2：将S1中B1出口的混合反应气体经后冷单元、溶剂洗涤单元后，液相进入产品精制系统分离出轻组分、重组分，得到腈化合物，气相经深冷单元回收尾气中的有机组份；
S3：将S2的轻组分以及有机组份合并后得到混合轻组分，进入流化床B2，催化剂存在下，混合轻组分继续反应部分转化为腈化合物；
S4：将S3中B2出口气体合并到S2的B1出口的混合反应气体中；
其中，控制S1中B1内和S3中B2内催化剂中碳酸根的质量含量为10～1200ppm，优选控制为10～800ppm；S3在B2中加入反应副产物抑制副反应；控制S4混合反应气体中酰胺类重组分的选择性<1wt％，优选<0.5wt％。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，S1所述的芳烃为甲苯、二甲苯、卤代甲苯和杂环甲基化合物中的一种或多种；优选芳烃为间二甲苯；
和/或，S1所述的芳香腈化合物为苯甲腈、间苯二甲腈、对苯二甲腈、卤代苯甲腈和杂环氰基化合物中的一种或多种；优选芳香腈类化合物为间苯二甲腈。
3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，S1中原料芳烃、氨气和空气的摩尔比为1:(3～10):(20～50)；
和/或，S1加入V-Cr催化剂；
优选地，S1和S3中通过分别控制制备过程中催化剂载体和活性组分中碳酸根含量来控制催化剂中总的碳酸根含量；
和/或，S1的反应温度为350～450℃，反应压力为0.005～0.1MPaG，以芳烃/催化剂重量计的反应负荷0.03～0.1WWH-1。
4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，S2所述的轻组分为未反应的芳烃和反应的中间产物；
优选地，所述未反应的芳烃为甲苯、二甲苯、卤代甲苯和杂环甲基化合物中的一种或多种；
优选地，所述反应的中间产物为甲基苯甲腈和/或杂环甲基氰基化合物。
5.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，S3所述的流化床B2的直径为S1所述流化床B1直径的0.1～0.5倍；
和/或，S3的B2中加入的催化剂与S1的B1加入的催化剂种类相同；
优选地，S3的B2中加入的催化剂质量是S1的B1加入的催化剂质量的2％～40％。
6.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，S3在B2中加入的副产物为CO2、CO和HCN中的一种或多种，优选加入CO2；
优选地，B2加入的副产物为轻组分总量的20mol％～200mol％。
7.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，S4中将B2出口气体合并到B1出口的混合反应气体中后，送去后续分离单元。
8.一种腈化合物产品，采用权利要求1-7中任一项所述的芳烃经氨氧化制备芳香腈化合物的方法制备得到；
优选地，所述腈化合物产品为苯甲腈、间苯二甲腈、卤代苯甲腈和杂环氰基化合物中的一种或多种。
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