CN101423783A - 含可燃性气体的混合气体催化脱氧工艺 - Google Patents
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Abstract
本发明公开了一种含可燃性气体的混合气体催化脱氧工艺，在反应系统中，使原料混合气体中的可燃性气体与氧在含有催化剂的催化反应器中反应而达到脱氧目的，催化反应器为多个串联绝热反应器，其中最后一个绝热反应器为主反应器，从第一个绝热反应器进入的原料混合气体在进入前先与循环气混合并经过预热后再进入反应器；从其它各反应器进入的原料混合气体不需预热，直接进入或与循环气混合后进入反应器。本发明也可以以另一种形式实现，即将多个串联反应器叠合成为一个多层反应器。本发明的工艺大大减小了循环气用量，从而达到减少催化剂用量，减小循环机、换热器和管道的尺寸，降低投资，同时也减少循环机和冷却水的能耗，增加副产蒸汽等效果。
Description
技术领域
本发明属于气体脱氧技术领域，特别涉及一种含可燃性气体的混合气体催化脱氧工艺。
背景技术
含甲烷的气体主要有煤层气(俗称瓦斯)、沼气、垃圾填埋气等，其主要可燃性成分均为甲烷。
煤层气大量存在于煤层中，属于非常规天然气；是造成煤矿井下事故的主要原因之一。实际上煤层气是一种热值高，无污染的新能源，可作为发电燃料、工艺燃料、化工原料和居民生活燃料等。我国每年向大气排放煤层气约300亿立方米，造成巨大的环境压力和资源浪费。对煤层气合理综合利用，可以弥补我国能源短缺。同时煤层气的回收利用还有助于保护环境，甲烷的温室效应是CO2的20倍以上，大量的煤层气排入大气加剧了全球温室效应。因此，煤层气的低利用率既造成了资源的极大浪费，又加重了环境污染。
化学工业部西南化工研究院于1985年中请的中国专利ZL85103557“变压吸附法富集煤矿瓦斯气中甲烷”，公开了一种利用变压吸附法从煤层气中分离富集甲烷的方法。一般情况下，甲烷在浓缩提纯过程中排放废气的氧含量也被浓缩提高，由于废气中不可避免的含有5～15％的甲烷，致使排放的废气处于甲烷的爆炸极限范围，在排放废气管内，始终存在着爆炸的危险，这使得该技术的应用受到了限制，因而在煤层气综合利用前进行脱氧处理是十分必要的。
目前可采用的煤层气脱氧方法主要有催化脱氧法(ZL 02113628.9)和焦炭脱氧法(ZL 02113627.0、200610021720.1)等，此两种方法均可有效的将煤层气中的氧含量降至0.5％以下，以保证后续工艺提浓过程的安全操作。
甲烷和氧的燃烧反应是一个热量极大的放热反应，并且反应速度随温度升高急剧上升，不可能用反应器内部的传热面引出热量，只能采用绝热反应器。但是，由于反应速度随温度变化太大，反应速度不能准确预测，一般的中间冷激的多层式绝热反应器也不能有效控制反应温度。甲烷和氧必需先预热到一定温度才能开始反应，而反应终温是由进入时的温度和气体中的氧含量确定的。若氧含量过高，则会使出口温度过高，造成甲烷裂解，催化剂结碳，甚至烧结。为了解决这一技术问题，中国发明专利申请公开说明书CN 101139239A公开了一种含甲烷气体的耐硫催化脱氧的方法，该方法是将经过脱氧处理之后的原料气(本发明称之为循环气)与未经处理的原料气混合，以降低进入催化反应器中的混合气体中的氧含量。这种方法，气体的循环比高(循环比是指循环气量与原料气量的比值)，循环压缩机能耗和投资也比较大。
发明内容
本发明要解决的技术问题是提供一种循环气用量少的含可燃性气体的混合气体脱氧催化工艺。该工艺大大减小了循环气用量，从而减少了催化剂用量，减小了循环机、换热器和管道的尺寸，降低了投资，同时也减少了循环机和冷却水的能耗，增加了副产蒸汽等。
为了解决上述技术问题，本发明公开了一种含可燃性气体的混合气体催化脱氧工艺，具体方法如下：
在反应系统中，使原料混合气体中的可燃性气体与(原料混合气体中的)氧在含有催化剂的催化反应器中反应而达到脱氧目的，其中于：催化反应器为多个串联绝热反应器或者一个多层绝热反应器；在多个串联绝热反应器中，最后一个绝热反应器为主反应器；在多层绝热反应器中，最末层催化剂为主反应层；从多个串联绝热反应器的第一个绝热反应器或多层绝热反应器的第一催化剂层进入的原料混合气体在进入前先与循环气混合并经过预热后再进入反应器；从非第一个绝热反应器或非第一催化剂层的其它各反应器或其它各催化剂层进入的原料混合气体不需预热，直接进入或与循环气混合后进入反应器；所述的原料混合气体中氧的含量为4～12％，所述的循环气是由反应系统出来经洗涤、冷却后的产品气体。
上述催化脱氧工艺中：
多个串联绝热反应器可优选为2至4个串联绝热反应器，多层绝热反应器可优选为2至4层绝热反应器。
含可燃性气体的混合气体(即原料混合气体)通常为煤层气或沼气或垃圾填埋气，其含有的主要可燃性气体为甲烷，但不限于此。
进入多个串连绝热反应器的各个反应器或进入多层绝热反应器的各催化剂层的原料混合气体和催化剂用量，是依次递增的。
本工艺并不针对特定的催化剂，只要求催化剂能催化甲烷与氧生成水与二氧化碳的化学反应，有一定的活性，起始反应温度150～450℃，如：可选用目前国内催化剂行业中已工业应用的钯触媒脱氧催化剂；或者选用本申请人于2006年11月13日提交的中国发明专利申请(申请号为200610022255.3)中公开的锰系脱氧(催化)剂(该催化剂由活性组分、支撑担体和粘结剂组成；其中的活性组分为锰的氧化物，可选自二氧化锰、碳酸锰、草酸锰等中的任意一种或几种；支撑担体为分子筛或活性氧化铝，分子筛可选自A型分子筛、X型分子筛、Y型分子筛、磷铝分子筛等中的任意一种或几种；粘结剂为高铝水泥或粘土，粘土可选自高岭土、凹凸棒土、硅藻土、羊甘土等中的任意一种或几种)；也可选用本申请人于2008年7月7日提交的中国发明专利申请(申请号为200810045478.0)中公开的系列耐硫脱氧催化剂(该系列的催化剂由活性组分和多孔载体组成，所述活性组分为铁或/和铜的化合物中的一种或几种，所述多孔载体选自氧化铝、氧化钛、氧化锆、氧化锌、氧化镁、氧化钙、二氧化硅、磷铝分子筛、A型分子筛、X型分子筛、Y型分子筛、丝光沸石、ZSM-5沸石、硅藻土、高岭土、天然白土、硅酸铝、硅酸镁中一种或几种。以氧化物计，活性组分负载量为1～95％(wt)，其余为载体)。所谓起始反应温度是指在此温度下已有缓慢的化学反应。可适应的温度区间不小于300℃，这里区间的上限定义为，在此温度下，不希望的副反应不超过工艺容许的程度，并且催化剂的寿命不低于经济可行范围，这就是催化剂容许的最高温度。一般而言此温度不应高于700℃，最好不高于650℃，超过此温度会导致甲烷裂解，催化剂结碳，甚至烧结等。
在多个串连绝热反应器或多层绝热反应器中，进入各催化剂层的气体的温度必须不低于所用催化剂的起始反应温度。为此，多个串连反应器中，进入第一个反应器的气体是经过换热器预热到起始反应温度的，而进入其它各反应器的气体不经过预热，但与前一反应器出来的高温气体混合或混合后达到起始反应温度的；在多层反应器中，进入第一层催化剂的气体是经过换热器预热到反应温度的，而进入其它各层催化剂的气体不经过预热，但与前一催化剂层出来的高温气体混合或混合后达到起始反应温度的。由于进入后段催化剂层的气体流量比进入前段催化剂层的流量大，这就使得进入多个串连绝热反应器的各个反应器或进入多层绝热反应器的个催化剂层的原料混合气体和催化剂用量依次递增，最后一个绝热反应器成为主反应器或最末层催化剂成为主反应层。
本发明对反应器的设计要求是，在多个串连绝热反应器或多层绝热反应器中，各个反应器或各催化剂层的催化剂用量都必需满足将进入该催化剂层气体中的氧绝大部分反应完，以保证在运行时，各催化剂层出口都能达到要求的最高温度。
为了使催化剂层最高温度(即出口温度)不超过催化剂所容许的最高温度，本发明通过控制进入反应器气体(对于非第一个反应器或非第一层催化剂是指与高温气体混合前的进料气体)的氧含量来达到的。进入第一个反应器或第一层催化剂的气体经过了预热，温度较高，温升范围小，要求进入气体氧含量较低；进入非第一个反应器或非第一层催化剂的气体未经过预热，升温范围大，可以容许较高的氧含量。氧含量的具体数值，可通过绝热计算获得或开车现场调整。
本发明中的实施例和部分说明以可燃性成分为甲烷为例，利用甲烷能够与氧反应的性质脱除富甲烷气体中的氧，其他的可燃性气体中的氧也可以用本发明的方法予以除去，对本领域的技术人员而言，这是显而易见的。
甲烷和氧必须先预热到一定温度才能开始反应，而反应终温是由气体进入时的温度和气体中的氧含量确定的。为了降低原料混合气体中氧含量，将少量原料混合气体与循环气混合，使氧含量降到4.5％以下，经预热后，进入第一个反应器(或多层反应器的第一层催化剂)，大部分原料混合气体不需要经过预热，由串联反应器的第一个反应器之后的其它反应器进入，或者由多层反应器的第一层之后的其它催化剂层进入，越是靠后的反应器(或催化剂层)进入的原料混合气体量则越大，这样就可以大大降低循环气用量。由于后面进入的原料混合气体未经过预热，升温的空间就更大，允许的氧含量也就更高。这部分气体是靠与前一个反应器(或上一催化剂层)出来的高温气体混合达到起燃温度进行反应的。
原料混合气体中的氧浓度一般在4％～12％，氧浓度低于4％的适用一段法脱氧，不需要循环气调节，直接进反应器反应。原料混合气体氧浓度高于12％，由于此工艺中的反应是甲烷催化燃烧反应，氧浓度越高消耗的甲烷量也越多，因此氧浓度过高时，此工艺流程甲烷的损耗过高，其最终富集甲烷的经济价值也就体现不出。
原料混合气体与循环气混合后的氧含量以不高于8％为宜，氧含量为8％时，混合气体从常温开始反应的绝热温升通常不超过700℃。第一反应器或第一催化剂层内气体的氧含量不高于4.5％，是因为氧含量为4.5％时，混合气体从预热的350℃开始反应的绝热温升后为700℃，因此为了保证反应器内的温度不超过700℃，反应器内的平均氧含量以不高于4.5％为宜。
如果原料混合气体中氧含量高于8％，则进入后段(或末层)的原料混合气体也得用产品气稀释，但因容许的氧含量更高，循环气可以大大减少。
本发明提供的含可燃性气体的混合气体催化脱氧工艺不仅可以减少循环气的使用量，而且利用已经催化脱氧的气体来加热原料混合气体，可以大大节省原料混合气体预热所需的能量。
附图说明
图1是实施例2和实施例3中三层催化反应器的流程图。
图2是实施例1和实施例4中三段催化反应器的流程图。
在图1和图2中，1为压缩机；2为换热器；3为反应器；4为水洗塔。
具体实施方式
下面通过实施例的方式进一步说明本发明，并不因此将本发明限制在所述的实施例范围之中。本发明中的绝压指的是绝对压力，不是相对于大气压的压力。本发明中的循环气是指经过脱氧处理之后由反应系统出来经洗涤、冷却后的产品气体。本发明中的循环比是指循环气和原料混合气体的摩尔比，氧的含量为氧的体积百分含量。
对比例1
一种含甲烷气体的催化脱氧工艺，在脱氧反应器中，使原料混合气体中的甲烷与氧在含有催化剂的催化反应器中反应而达到脱氧目的。反应器为不分段的绝热反应器，混合气体由反应器顶部进入。操作过程中各部分气体的温度、流量和氧含量见下述表1。系统压力0.3MPa(绝压)。循环比为1.514，催化剂用量17m3。催化剂为申请号200810045478.0的中国发明专利申请中公开的耐硫脱氧催化剂，它由20％的铜的氧化物、40％的氧化镁和40％的氧化钛组成。
表1
| 气体 | 温度(℃) | 流量(Nm3/hr) | 氧(mol％) |
| 原料混合气体 | 25 | 10000 | 10.00 |
| 循环气 | 88.6 | 15139 | 0.20 |
| 进反应器 | 450 | 25139 | 4.10 |
| 出反应器 | 720 | 25186 | 0.20 |
实施例1
原料混合气体经压缩机增压后分为两股，第一股原料混合气体气量1087Nm3/hr与部分循环气混合，控制循环气量使混合气氧含量在4.1％。之后，混合气经原料混合气体预热器将温度预热到约450℃，从上部进入一段反应器中反应脱氧，反应后气体氧含量为0.2％。
另一股原料混合气体与部分循环气混合，控制循环气气量使混合气的氧含量为6.83％。这部分混合气再分为两股，一股气量为3859Nm3/hr的混合气与从一段反应器出来的脱氧气体在管道内混合，从上部进入二段反应器，在二段反应器中反应脱氧，反应后气体氧含量为0.2％。另一股剩余的混合气与从二段反应器出来的脱氧气体在管道内混合，进入三段反应器，在三段反应器中反应脱氧，反应后气体氧含量为0.2％。出三段反应器的脱氧气体进原料混合气体预热器，预热进入一段反应器的混合气。操作过程中各部分气体的温度、流量和氧含量见下述表2。
流程见图2，系统压力为0.3MPa(绝压)。循环比0.59，催化剂用量：第1个反应器为2m3；第2个反应器为4.5m3，第3个反应器为11m3。催化剂为申请号为200810045478.0的中国发明专利申请中公开的耐硫脱氧催化剂，它由20％的铜的氧化物、40％的氧化镁和40％的氧化钛所组成。
表2
| 气体 | 温度(℃) | 流量(Nm3/hr) | 氧(mol％) |
| 总原料混合气体 | 25 | 10000 | 10.00 |
| 循环气 | 88.6 | 5901 | 0.20 |
| 原料混合气体1分路 | 76.5 | 1087 | 10.00 |
| 原料混合气体2分路 | 76.5 | 8892 | 10.00 |
| 循环气1分路 | 88.6 | 1647 | 0.20 |
| 循环气2分路 | 88.6 | 4254 | 0.20 |
| 反应器1进料 | 450 | 2734 | 4.10 |
| 反应器2进料 | 80.5 | 3859 | 6.83 |
| 反应器3进料 | 80.5 | 9288 | 6.83 |
| 出反应器 | 678 | 15940 | 0.20 |
对比例2
一种含甲烷气体的催化脱氧工艺，在脱氧反应器中，使原料混合气体中的甲烷与氧在含有催化剂的催化反应器中反应而达到脱氧目的。反应器为不分段的绝热反应器，混合气体由反应器顶部进入。操作过程中各部分气体的温度、流量和氧含量见下述表3。系统压力0.6MPa(绝压)。循环比0.62，催化剂用量15m3。催化剂为申请号为200610022255.3的中国发明专利申请中公开的柱状锰系耐硫脱氧催化剂，它由活性组分50％、支撑担体30％和粘结剂20％组成；其中的活性组分为草酸锰和碳酸锰各半，支撑担体为Y型分子筛，粘结剂为硅藻土。
表3
| 气体 | 温度(℃) | 流量(Nm3/hr) | 氧(mol％) |
| 原料混合气体 | 25 | 10000 | 7.00 |
| 循环气 | 69.9 | 6195 | 0.20 |
| 进反应器 | 325 | 16195 | 4.40 |
| 出反应器 | 652 | 16228 | 0.20 |
实施例2
10000Nm3/hr原料混合气体经压缩机增压后分为三股，其中第一股原料混合气体气量为989Nm3/hr与循环气混合，控制循环气量使混合后气体氧含量在4.4％，混合气体经原料混合气体预热器将温度预热到约325℃，从上部进入反应器的第一层催化剂床层反应脱氧。第二股原料混合气体气量为9011Nm3/hr，从反应器侧线进入第二层催化床层的上部。第三股剩余的原料混合气体从反应器侧线进入第三层催化床层的上部。从反应器底部出来的脱氧气体进原料混合气体预热器，预热进入第一层反应器的混合气体。操作过程中各部分气体的温度、流量和氧含量见下述表4。
流程见图1，循环气仅用于稀释第1层进料。系统压力0.6MPa(绝压)。循环比0.061，催化剂用量：第1层1.4m3；第2层3.5m3；第3层9m3。催化剂为申请号为200610022255.3的中国发明专利申请中公开的柱状锰系耐硫脱氧催化剂，它由活性组分50％、支撑担体30％和粘结剂20％组成；其中的活性组分为草酸锰和碳酸锰各半，支撑担体为Y型分子筛，粘结剂为硅藻土。
表4
| 气体 | 温度(℃) | 流量(Nm3/hr) | 氧(mol％) |
| 总原料混合气体 | 25 | 10000 | 7.00 |
| 循环气 | 70 | 613 | 0.20 |
| 原料混合气体1分路 | 62.5 | 989 | 7.00 |
| 原料混合气体2分路 | 62.5 | 9011 | 7.00 |
| 反应器1进料 | 325 | 1602 | 4.40 |
| 反应器2进料 | 58 | 2526 | 7.00 |
| 反应器3进料 | 58 | 6485 | 7.00 |
| 出反应器 | 650 | 10643 | 0.20 |
对比例3
一种含甲烷气体的催化脱氧工艺，在脱氧反应器中，使原料混合气体中的甲烷与氧在含有催化剂的催化反应器中反应而达到脱氧目的。反应器为不分段的绝热反应器，混合气体由反应器顶部进入。操作过程中各部分气体的温度、流量和氧含量见下述表5。系统压力0.45MPa(绝压)。循环比0.45，催化剂用量7m3。催化剂为钯触媒催化剂(西南化工研究设计院生产，型号CAN-561，有市售)。
表5
| 气体 | 温度(℃) | 流量(Nm3/hr) | 氧(mol％) |
| 原料混合气体 | 25 | 10000 | 5.00 |
| 循环气 | 69 | 4546 | 0.20 |
| 进反应器 | 150 | 14546 | 3.50 |
| 出反应器 | 396 | 14569 | 0.20 |
实施例3
10000Nm3/hr原料混合气体经压缩机增压后分为三股，其中第一股原料混合气体气量为2031Nm3/hr与循环气混合，控制循环气量使混合后气体氧含量在3.5％，混合气体经原料混合气体预热器将温度预热到约150℃，从上部进入反应器的第一层催化剂床层反应脱氧。第二股原料混合气体气量为3183Nm3/hr，从反应器侧线进入第二层催化床层的上部。第三股剩余的原料混合气体从反应器侧线进入第三层催化床层的上部。从反应器底部出来的脱氧气体进原料混合气体预热器，预热进入第一层反应器的混合气体。操作过程中各部分气体的温度、流量和氧含量见下述表6。
流程见图1，循环气仅用于稀释第1层进料。系统压力0.45MPa(绝压)。循环比0.092，催化剂用量：第1层1m3；第2层3m3；第3层5m3。催化剂为钯触媒催化剂(西南化工研究设计院生产，型号CAN-561，有市售)。
表6
| 气体 | 温度(℃) | 流量(Nm3/hr) | 氧(mol％) |
| 总原料混合气体 | 25 | 10000 | 5.00 |
| 循环气 | 70 | 923 | 0.20 |
| 原料混合气体1分路 | 57 | 2031 | 5.00 |
| 原料混合气体2分路 | 57 | 7969 | 5.00 |
| 反应器1进料 | 150 | 2955 | 3.50 |
| 反应器2进料 | 57 | 3183 | 5.00 |
| 反应器3进料 | 57 | 5004 | 5.00 |
| 出反应器 | 316 | 11164 | 0.20 |
实施例4
原料混合气体经压缩机增压后与循环气混合分为三股，混合气氧含量为8％。第一股原料混合气体气量1400Nm3/hr与部分循环气混合，控制循环气量使再混气氧含量在4.5％。之后，再混气经原料混合气体预热器将温度预热到约250℃，从上部进入一段反应器中反应脱氧，反应后气体氧含量为0.2％。
另一股混合气再分为两股，一股气量为1400Nm3/hr的混合气与从一段反应器出来的脱氧气体在管道内混合，从上部进入二段反应器，在二段反应器中反应脱氧，反应后气体氧含量为0.2％。剩余的混合气与从二段反应器出来的脱氧气体在管道内混合，进入三段反应器，在三段反应器中反应脱氧，反应后气体氧含量为0.2％。出三段反应器的脱氧气体进原料混合气体预热器，预热进入一段反应器的混合气。操作过程中各部分气体的温度、流量和氧含量见表7。
流程见图2，系统压力为0.3MPa(绝压)。循环比0.775，催化剂用量：第1个反应器为1m3；第2个反应器为1.8m3；第3个反应器为6m3。催化剂为申请号为200610022255.3的中国发明专利申请中公开的柱状锰系耐硫脱氧催化剂，由活性组分50％、支撑担体30％和粘结剂20％组成；其中的活性组分为草酸锰和碳酸锰各半，支撑担体为Y型分子筛，粘结剂为硅藻土。
表7
| 气体 | 温度(℃) | 流量(Nm3/hr) | 氧(mol％) |
| 总原料混合气体 | 25 | 4000 | 12.00 |
| 循环气 | 80 | 3100 | 0.20 |
| 原料混合气体1分路 | 80 | 1400 | 8.00 |
| 原料混合气体2分路 | 80 | 4600 | 8.00 |
| 反应器1进料 | 250 | 2500 | 4.50 |
| 反应器2进料 | 80 | 1400 | 8.00 |
| 反应器3进料 | 80 | 3200 | 8.00 |
| 出反应器 | 700 | 7123 | 0.20 |
根据对比例1与实施例1实验结果(见表1、表2)，可以看出在相同的原料混合气体量、原料混合气体组成以及催化剂用量的条件下，对比例1(即现有技术)其循环气量(15139Nm3/hr)是实施例1(本发明技术)循环气量(5901Nm3/hr)的2.56倍，在工艺压力相同的条件下，前者的循环压缩机的能耗为后者的约2倍以上，而前者压缩机的固定投资也是后者的约2倍，同理另两组例子的相差的结果则更大，因此本发明无论是在固定投资成本以及能耗上都是大大优于现有技术，符合国家对于工业上节能减排的方针。氧浓度多段(多层)和一段法的高限是一样的，并没有更优化。只是把循环量降下来了。
根据表2、4、6中的进反应器的气量(反应器1、2、3的进气量均为递增)，可以看出本发明与通常的多层反应器不同的是，原料混合气体的主流(最大气量)不是从第一层催化剂(或第一个反应器)进入的，而是从最下层催化剂(或最后一个反应器)进入的。通常的多层反应器，侧线进入气体的作用是调节主流反应气的温度；而本发明上层催化剂气体的作用是加热后面来的主流气体。通常的多层反应器中，在侧线处主流气体并未达到最高转化率，仍在反应和升温中，直到最下层催化剂出口，主流气体才达到最高转化率；而本发明中，每一个反应器(或每层催化剂)都有足够的催化剂量，以保证出口气体达到最高转化率和最高温度，此气体以后的作用是为后面进入的气体提供预热的热量。由于最高温度是通过控制进料气体的氧含量确定的，每一层催化剂(或每一个反应器)都能保证进入的气体达到最高转化率，在生产操作过程中，反应器温度是非常稳定的。
Claims (8)
1.含可燃性气体的混合气体催化脱氧工艺，在反应系统中，使原料混合气体中的可燃性气体与氧在含有催化剂的催化反应器中反应而达到脱氧目的，其特征在于：所述的催化反应器为多个串联绝热反应器或者一个多层绝热反应器；在多个串联绝热反应器中，最后一个绝热反应器为主反应器；在多层绝热反应器中，最末层的催化剂层为主反应层。从多个串联绝热反应器的第一个绝热反应器或多层绝热反应器的第一催化剂层进入的原料混合气体在进入前先与循环气混合并经过预热后再进入反应器；从非第一个绝热反应器或非第一催化剂层的其它各反应器或其它各催化剂层进入的原料混合气体不需预热，直接进入或与循环气混合后进入反应器；所述的原料混合气体中氧的含量为4～12％，所述的循环气是由反应系统出来经洗涤、冷却后的产品气体。
2.根据权利要求1所述的含可燃性气体的混合气体催化脱氧工艺，其特征在于：所述含可燃性气体的混合气体为煤层气或沼气或垃圾填埋气，其含有的主要可燃性气体为甲烷。
3.根据权利要求1所述的含可燃性气体的混合气体催化脱氧工艺，其特征在于：所述的催化剂是能催化甲烷与氧进行化学反应生成水与二氧化碳的催化剂。
4.根据权利要求3所述的含可燃性气体的混合气体催化脱氧工艺，其特征在于：所述的催化剂具有下述特性：其起始反应温度在150～450℃之间。
5.根据权利要求1所述的含可燃性气体的混合气体催化脱氧工艺，其特征在于：所述的多个串联绝热反应器为2至4个串联绝热反应器，所述的多层绝热反应器为2至4层绝热反应器。
6.根据权利要求1或4所述的含可燃性气体的混合气体催化脱氧工艺，其特征在于：所述的多个串连绝热反应器或多层绝热反应器中，进入各催化剂层的气体的温度为起始反应温度150～450℃，多个串连反应器中，进入第一个反应器的气体是经过换热器预热到起始反应温度的，而进入其它各反应器的气体不经过预热，但与前一反应器出来的高温气体混合或混合后达到温度为起始反应温度150～450℃；在多层反应器中，进入第一层催化剂的气体是经过换热器预热到反应温度的，而进入其它各层催化剂的气体不经过预热，但与前一催化剂层出来的高温气体混合或混合后达到为起始反应温度150～450℃。
7.根据权利要求1所述的含可燃性气体的混合气体催化脱氧工艺，其特征在于：所述的多个串连绝热反应器或多层绝热反应器中，催化剂层最高温度不超过催化剂所容许的最高温度；对于第一个反应器或第一层催化剂，通过控制进入反应器气体的氧含量来达到；对于非第一个反应器或非第一层催化剂是通过控制高温气体混合后的气体的氧含量来达到。
8.根据权利要求1所述的含可燃性气体的混合气体催化脱氧工艺，其特征在于：所述的多个串连绝热反应器或多层绝热反应器中，通过调节原料混合气体与循环气的混合比例来控制进入反应器气体的氧含量。
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