本发明的目的在于设计一种矿井瓦斯气的液化天然气生成方法，使瓦斯气 能够安全压缩，通过分离提纯工艺，提高瓦斯气的甲烷含量，提高其热值，再 通过深冷方式将其从气态燃料变为液态燃料，能方便运输广泛应用。
矿井瓦斯提纯、分离、LNG生成工艺主要由脱氧、脱二氧化碳(CO2)、脱 水、和深冷分离与液化4个子工艺环节组成。本发明将分属于空气分离、天然 气处理、化工提纯、深冷制冷工艺技术揉合成一体，形成独特的“矿井瓦斯LNG 生成工艺技朮”。
按照本发明提供的技术方案，矿井瓦斯气的液化天然气生成方法包括：
a、脱氧，矿井瓦斯首先应采用催化剂强氧化反应法或变压吸附法进行脱氧 处理，以消除在生成液化天然气时必須高压压缩的不安全隐患；催化剂强氧化 反应脱氧工艺是在常压下，温度600～700℃，瓦斯气通过氧化反应器中的催化剂 床，使瓦斯气中的氧和甲烷发生无明火的氧化反应，生成二氧化碳和水；变压 吸附方法是选用空穴直径大于氧分子直径，小于甲烷分子直径的分子筛，吸附 瓦斯气中氧气；脱氧后的瓦斯含氧量应控制在0.5％以下；
b、脱二氧化碳，矿井瓦斯还应进行脱二氧化碳处理，以防止低温CO2形成 干冰堵塞设备；在脱二氧化碳处理时选用甲基二乙醇胺作CO2吸收剂，脱二氧 化碳后的瓦斯气中CO2含量控制在50ppm以下；
c、脱水，选用分子筛作为水分子的吸附剂，使瓦斯气通过分子筛，利用分 子筛吸附掉瓦斯气中的水；脱水后，瓦斯气中的水分控制在5ppm以下；
d、深冷分离和液化，液化过程在冷箱的主换热器中完成，全部冷量由单循 环混合冷剂制冷循环提供；液化天然气从精馏塔底部分离，残存瓦斯气和氮气 由精馏塔顶部排出。
在采用催化剂强氧化反应工艺进行脱氧时，设置内有氧化催化剂床的氧化 反应器，反应温度高低，通过调节瓦斯含氧量进行控制；同时还设置废热锅炉， 充分利用脱氧时放出的热能；在采用变压吸附方法脱氧时，设置有二个吸附床： 一个吸附氧气工作，一个释放排出氧气对分子筛进行再生激活；分子筛空穴直 径为3.6A。
在深冷分离和液化时，所用的冷剂是包括甲烷、乙烯、丙烷、戊己烷、氮 气的混合致冷剂；选用螺杆压缩机进行冷剂循环压缩；設置有冷箱，冷箱中有 传递冷量并深冷瓦斯的主换热器、用于气液分离生成液化天然气的精馏塔、能 使冷剂和瓦斯通过减压致冷的节流阀。
矿井瓦斯气生成液化天然气的全部工艺过程中所耗用电能，采用低瓦斯发 动机发电机组发电供给；发电机组使用由矿井中抽排的或生成液化天然气残存 的低甲烷瓦斯作为燃料。
本发明对瓦斯先行采取特殊脱氧工艺，然后通过一定压缩后，再采取脱二 氧化碳、脱水工艺进行脱碳、脱水。最后对经过脱氧、脱碳、脱水的瓦斯气采 取深冷分离的方式提纯甲烷并且将甲烷液化生成液化天然气(LNG)。LNG是一 种目前大量应用的以甲烷为主的液体燃料。其体积是天然气的六百二十五分之 一，LNG的高压缩体积比，使之能方便地采用车船等常规运输方式，提供中心 城市气化作民用天然气使用或作城市应急储备气源。LNG经过提纯液化后，其 热值大幅度提高，可同时作为工业特种燃料、压缩天然气汽车用燃料、LNG汽 车燃料。其应用领域不受地域的限制，相当于柴、汽油的油品燃料的应用。

图1为脱氧系统流程图。
图2为脱二氧化碳流程图。
图3为脱水系统流程图。
图4为深冷分离液化系统流程图。

如图所示：矿井瓦斯气的液化天然气生成方法所用的设备包括依次利用管 道相互连接的用于脱氧的设备、用于脱二氧化碳的设备、用于脱水的设备及用 于深冷分离和液化的设备，在用于脱氧的设备中，在湿式储气柜2的输入端设 置矿井瓦斯1的进口，在湿式储气柜2的输出端利用管道连接原料气压缩机3， 原料气压缩机3的输出端利用管道与预热器4的一个通道连接，该通道的出口 利用管道与氧化反应器5的进口连接；氧化反应器5的出口利用管道与预热器4 的另一个通道连接，该另一个通道的出口利用管道与废热锅炉9的进口连接； 废热锅炉9的出口利用管道与冷却器6连接，冷却器6的出口利用管道与水分 离器7连接，水分离器7的出口利用管道与储罐50连接；在水分离器7与储罐 50的管道上利用另一根管道连接循环压缩机8的进口，循环压缩机8的出口利 用管道与位于废热锅炉9与冷却器6间的管道连接；并在循环压缩机8的出口 管道上再设置管道与原料气压缩机3的出口连通。
在脱二氧化碳的设备中，吸收塔13的下部设置矿井瓦斯的进口，在吸收塔 13的上部利用管道连接胺循环泵15，胺循环泵15利用管道与过滤器18连接， 过滤器18利用管道与胺增压泵20连接，胺增压泵20利用管道与水冷却器21 连接，水冷却器21的出口利用管道与贫/富胺换热器22连接后，再与贫胺罐27 连接，贫胺罐27的出口利用管道与再生塔23的底部连接；在再生塔23的下部 同时利用两根管道与再沸器28连接，单独构成回路；
在吸收塔13的顶部利用管道连接水冷却器17后，再与吸收塔顶分离器19 的中部连接，在吸收塔顶分离器19的顶端设置排出脱二氧化碳后的矿井瓦斯的 管道，在吸收塔顶分离器19的底部利用管道与胺收集罐11连接；在胺收集罐 11上利用管道连接胺收集泵12；
胺收集泵12利用管道与过滤器18连接，并在该管道上连接胺补充泵14， 胺补充泵14利用管道与原料胺液罐16连接；
在吸收塔13的底部利用管道连接胺液闪蒸罐10，在胺液闪蒸罐10上利用 管道与贫/富胺换热器22连接后再与再生塔23的上端连接，在再生塔23的上端 同时利用两根管道分别与再生塔冷凝器24与再生塔回流泵26连接，再生塔冷 凝器24再利用管道与再生塔回流罐25连接，再生塔回流罐25的底部利用管道 与再生塔回流泵26连接；
在胺液闪蒸罐10上设置用于排放二氧化碳废气的管道。
在用于脱水的设备中，在过滤器30的下部设置矿井瓦斯的进口，在过滤器 30的上端利用管道连接吸附器31与吸附器32，在吸附器31与吸附器32的底 部利用管道连接粉尘过滤器33，粉尘过滤器33利用管道与加热炉34连接，在 吸附器31与吸附器32的顶部利用管道连接水冷却器38后，再与水分离器37 连接，水分离器37的再利用管道与增压机35连接，增压机35利用管道连接增 压机冷却器36后，再与吸附器的进口连接。
在用于深冷分离和液化的设备中，主换热器40与精馏塔42位于冷箱44内， 并且，主换热器40位于精馏塔42的上方；精馏塔42的下端设置矿井瓦斯的进 口，在精馏塔42的顶端设置用于排出污氮的管道，在精馏塔42的底部设置用 于排出成品的管道，在精馏塔42的上部与下部之间利用管道连接瓦斯气节流阀 43；在主换热器40上利用管道与分离器45连接，分离器45再利用管道与冷却 器46连接，冷却器46利用管道与冷剂循环压缩机47连接，冷剂循环压缩机47 再利用管道冷剂吸入罐48连接。
本发明的工艺如下：
1、矿井瓦斯的脱氧处理工艺
按照本发明提供的技术方案，矿井瓦斯先经过第一个子工艺流程：脱氧处 理。因为原料矿井瓦斯1在较高压力下，进行低温分离和液化能够获得较好的 经济性要求。因此本技术方案的脱碳、脱水、深冷分离和液化工艺流程都是设 定在较高气源压力下进行的。矿井瓦斯由于含氧，成为易燃易爆气体。不经处 理对瓦斯气进行高压力压缩是安全生产规程所不允许的。
本技术方案的脱氧方法之一是催化剂强氧化反应脱氧。如图1所示，符合 装置进气要求的原料矿井瓦斯1进入一个有一定容积要求的湿式储气柜2。该湿 式储气柜2用来均衡矿井瓦斯1的组成变化。湿式储气柜2的工作压力在 2.5KPa(G)左右。
湿式储气柜2出来的原料矿井瓦斯1进入原料气压缩机3增压到 0.05MPa(G)，与循环压缩机8过来的循环气混合后，配制成符合要求含氧比例 的瓦斯气，经预热器4预热，然后在氧化反应器5中，通过矿井瓦斯1中的氧 与甲烷反应生成二氧化碳和水而脱氧。脱除氧气后的矿井瓦斯1再次进入预热 器4，为预热器4提供热量。出预热器4的矿井瓦斯1相继进入废热锅炉9和冷 却器6，冷却到常温后进入水分离器7。在水分离器7中脱除水分后的矿井瓦斯 1进入储罐50。储罐50中的脱氧瓦斯气含氧量已小于0.5％，可以进入下一个脱 碳工艺流程。
瓦斯在反应塔内氧化反应的温度是通过调配瓦斯中的氧气比例来控制的。 从脱氧瓦斯中抽取部分瓦斯经循环压缩机8压缩后，送入到原料气压缩机3的 输出口，按照设定比例，在流量控制仪的控制下进行掺混。除参与掺混部份瓦 斯外，循环压缩机8压缩出口多余的脱氧瓦斯仍然送回冷却器6的入口，处理 后进入储罐50。
本技术方案的脱氧方法之二是采用低压变压吸附方法脱氧。工艺方法说明 如下：
低压变压吸附脱氧的原理是：利用瓦斯中氧分子和甲烷分子直径的差异〔氧 分子直径3.5A，甲烷分子直径是3.8A〕，选用空穴直径能通过氧分子，不能通 过甲烷分子的分子筛作吸附过滤材料〔如空穴直径为3.6A〕。瓦斯在低压力状 态下进入分子筛时，其中的氧分子由于直径小于分子筛的空穴直径而被分子筛 吸附，甲烷分子被隔离在分子筛外，而与氧分子有效脱离。
低压变压吸附脱氧的工艺装备是由两只吸附床A、B，切换阀门，PLC控制 器和管路组成。当矿井瓦斯1在低压状态下进入A吸附床，氧气被吸附，A吸 附床底部管路输出无氧或低氧含量瓦斯；当A吸附床中的分子筛空穴吸满氧后， PLC控制切换阀门，将矿井瓦斯引入B吸附床，同时关闭A吸附床，进入下一 个脱氧吸附周期。此时B吸附床吸附氧气工作，A吸附床中分子筛进行低压释 放的再生激活，以便在下一个吸附周期再投入吸附工作。
2、矿井瓦斯的脱碳工艺
如图2所示，已经脱氧的矿井瓦斯首先进入脱碳压缩机压缩到3MPa(G)以 上，经冷却后进入胺吸收塔13脱碳。脱碳后矿井瓦斯经冷却器17冷却，将其 中残留的胺蒸汽冷凝后进入吸收塔顶分离器进行瓦斯和胺液分离：胺液由塔底 部排出，进入胺收集罐11；脱碳后的瓦斯由塔顶部输入到下一工序。瓦斯中的 CO2含量应小于50ppm。
矿井瓦斯脱碳的胺液是循环使用的。循环过程如下：
在胺吸收塔13中，高压胺液〔被称为贫胺〕被胺液循环泵15从塔顶打入， 自上而下喷淋的胺液同时与从下部进入的矿井瓦斯接触并吸收其中的CO2。饱 含CO2的胺液〔被称为富胺〕由吸收塔13的塔底排出，进入胺液闪蒸罐10。在 胺液闪蒸罐10中富胺液通过闪蒸中逸出一部份CO2，经过火炬排放空中。已脱 去一部分CO2的富胺液进入贫/富胺预热器22。经预热后的富胺液通过节流阀 降压后进入胺再生塔23进行胺液再生。胺液再生过程是这样描述：经再生塔23 再生后的胺液，由富胺变为贫胺。这些贫胺的一部分从再生塔底部汇入贫胺罐 27，另一部分被抽入再沸器28中，经蒸汽加热成贫胺再沸蒸汽。贫胺再沸蒸汽 从塔底重新进入胺再生塔23自下而上流动，对从再生塔23顶部流下的富胺液 进行加热，将富胺液中的CO2蒸发出来，使其再生成贫胺。蒸发出的CO2和残 余胺蒸汽由再生塔23的塔顶排出，进入再生塔冷凝器24中被冷却、冷凝。其 中冷凝形成的富胺液，进入回流罐25，通过回流泵26抽排返回再生塔23和其 他富胺混合，进行再生；而被冷却的废气则排放空中。
汇集在贫胺罐27中的高温贫胺液先在贫/富胺换热器22中换热，被来自胺 吸收塔12的富胺液预冷，然后在下一个水冷却器21中得到最后冷却。冷却后 的贫胺液经胺增压泵20增压后，通过两级过滤器18(图2中的A、B)过滤， 成为再生后恢复了吸收二氧化碳能力的贫胺液，由胺循环泵15重新打入胺吸收 塔13顶部，参与新的吸收二氧化碳循环。
设计中拟采用的吸收剂为甲基二乙醇胺(MDEA)溶液。图2中的11为胺 收集罐，12为胺收集泵，14为胺补充泵，16为原料胺液罐。该部份组成了胺循 环使用工艺链外的胺补充加液係统：尽管被胺脱碳后的瓦斯中含有的胺蒸汽由 水冷却器17、吸收塔顶分离器19回收后汇集在胺收集罐11中；尽管由再生塔 23顶部排出的废气中的胺蒸汽通过再生塔冷却器24冷凝、再生塔回流罐25分 离后，由再生塔回流泵26重新打入再生塔再生。但胺液在循环使用中仍然有损 耗。其损耗部份由胺补充泵14，从原料胺液罐16中抽取胺液补充或由胺收集泵 12从胺收集罐11中抽取胺液补充。
3、矿井瓦斯的脱水工艺
如图3所示，脱除二氧化碳后的矿井瓦斯离开胺处理系统后进入脱水系统。 过滤/分离器30用来分离来自上游胺系统的携带物。离开过滤/分离器30的气体 进入吸附器31或32，将其中水分脱除。脱水系统设有两套分子筛吸附床，1套 在线工作时另一套处于再生状态。
原料矿井瓦斯进入在线的吸附器31的分子筛床层，水分在气体流过吸附器 中的分子筛床层时被吸附。干燥的、不含二氧化碳和水分的原料气矿井瓦斯， 离开在线分子筛床层的底部，在送入液化系统之前，要进入粉尘过滤器33进行 过滤。粉尘过滤器33按照100％的能力配置两台。
在任何给定的时间内，都有一个吸附器中的分子筛床层在线吸附原料气中 的水分。当其中一套在线吸附器31中的分子筛床层吸附水分至饱和后，将切换 至离线再生，而另一套再生后的离线吸附器32中的分子筛床层则变为在线。饱 和的吸附器31中的分子筛床层将进入加热再生循环。从粉尘过滤器33出口引 出的干燥瓦斯气经加热炉加热后形成再生气，通入需再生的吸附器31的底部。 再生气由下至上流过分子筛床层，脱除分子筛床层中的水分。带有吸附水分的 再生气由吸附器31顶部输出，经水冷却器38冷却后，进入水分离器37中分离 掉冷凝水，再由增压器35增压、增压冷却器36冷却，被循环至脱水系统入口， 与其他需脱水瓦斯掺混后重新进入吸附器脱水。被再生后的吸附器31将准备接 替即将饱和的吸附器32，重新在线工作。在一个典型的循环中，一个吸附器中 的分子筛床层在线12小时，加热再生6.25小时，冷却3.75小时，备用切换各1 小时。
从脱水系统出来的矿井瓦斯已满足深冷分离和液化的要求，可以进入下一 系统进行分离和液化。
4、深冷分离及液化
深冷分离和液化过程在冷箱44中进行。冷箱44中安装有主换热器40、精 馏塔42、瓦斯气节流阀43、冷剂节流阀41。液化过程在主换热器40中完成。 主换热器40由一个被包围在冷箱44的壳体内的钎焊铝制换热器组成。冷箱44 的壳体内充满了珠光砂绝热材料。主换热器40垂直安装，原料瓦斯气体由顶部 进入主换热器40，向下流动至主换热器40底部的冷端。深冷液体只出现在主换 热器40底部。冷箱中还装有一个充有不锈钢填料的铝制精馏塔42。主换热器 40、精馏塔42和冷剂节流阀41与瓦斯气节流阀43之间均采用焊接的连接。因 此，内部管路和设备不会发生泄漏。液体LNG产品直接从精馏塔42的塔底引 出。全部冷量由单循环混合冷剂制冷循环提供。
原料煤矿瓦斯进入主换热器40后首先被混合致冷剂提供的冷能冷却并部分 液化。瓦斯在主换热器40中自上而下流动，混合致冷剂自下而上流动。这样形 成了瓦斯在主换热40器中自上而下的冷能交换梯度：主换热器40的底部最冷， 会出现部份深冷液体，形成液态甲烷。被深冷的气液混合甲烷从下部进入精馏 塔42，在精馏塔42的底部再次被过冷，其过冷温度将低于甲烷的液化温度。过 冷后瓦斯液体经节流阀43，又一次节流减压致冷后进入精馏塔42的塔顶，进行 塔内精馏。塔顶参与精馏的过冷流体中既有液态和少量气态甲烷，又有气液态 并存的氮。由于液氮的沸点远低于液态甲烷，因此在由塔顶向塔底流动时，流 体中的氮气等气体在塔顶积聚，液氮发生闪蒸后也汇集到塔顶。这些富含氮气 的混合蒸汽，作为冷流进入主换热器40的冷通道释放完冷能后即作为废氮排放。 闪蒸后的甲烷液体流向了塔底，使塔底得到纯净的产品LNG。产品LNG中甲烷 含量高于99.2％，氧含量低于0.5％。
冷剂为一种混合物，由氮气和从甲烷至异戊烷的碳氢化合物组成。冷剂压 缩采用螺杆式压缩机，由电机驱动。单循环混合冷剂制冷的结构简单，在提供 高效液化工艺的同时，配管更少、控制点更少、设备数量更少。
本装置工艺设计采用了一个简单的闭式制冷循环，冷剂经压缩、部分冷凝、 冷却、膨胀，然后被加热并提供冷量。冷剂是根据瓦斯的组分比例，对瓦斯深 冷液化时不同阶段冷却冷能的需要的计算，将氮气、甲烷、乙烯、丙烷和异戊 烷等组分按不同比例配制起来的混合物。单循环混合致冷剂制冷工作流程简述 如下：如图4所示，在主换热器40中自下而上冷却了瓦斯并已释放了冷量的低 压冷剂已呈气相，由顶部排出，进入冷剂吸入罐48。然后由吸入罐48进入冷剂 循环压缩机47的输入端。从冷剂压缩机47输的出口出来的是经过高压压缩的 气相高压冷剂。该冷剂经冷却器46冷却后，进入分离器45进行气液分离。由 于混合冷剂各组分露点不同，形成不同相态：露点高的组分如戊已烷、丙烷等 冷凝成液态；露点低的组分如氮、甲烷等仍为高压气态。该气液混合冷剂在气 液分离器45中进行分离。分离后的高压气相和液相冷剂分别由上而下流入主换 热器40，并在主换热器40内部汇合。采取气相和液相冷剂分别输入方式是为了 保证进入主换热器40的板束通道的冷剂能够通过调节冷剂的气、液相流量，来 合理分布冷剂在主换热器40中的冷量供给梯度。
高压冷剂由上向下流过主换热器40时，被从精馏塔顶部排出的处于深冷状 态的氮气自下而上冷却。当冷剂由主换热器40的底部流出时，已全部冷凝成液 态。然后流经被称为汤姆斯-焦耳阀的冷剂节流阀41，经减压并部分蒸发，使冷 剂的温度进一步降低，处于低压和深度液化冷却状态。该状态冷剂将重新进入 主换热器40，由下向上流动。此时主换热器40的底部为最冷端。当瓦斯自上而 下进入主换热器40时，到了底部时被冷却的温度最低。冷剂由主换热器40上 端出来时已被瓦斯加热、气化。气态低压冷剂再次进入冷剂吸入罐48，然后再 由冷剂循环压缩机47压缩，构成了一个封闭循环。冷剂吸入罐48可以保护冷 剂循环压缩机47没有液体进入。进入吸入罐48的冷剂通常都是气体。如有少 量液体也只是在吸入罐48的底部。此处设置了一个气化装置：从冷剂循环压缩 机47出口引进热气流，通过蒸发管将液体气化。
矿井瓦斯经提纯、深冷分离、液化后生成的LNG是一种含有高纯度甲烷、 高热值的低温液态燃料。可泛用于民用燃气、车用燃料、工业特种燃料，并且 输送便捷，可使用汽车、轮船进行长距离输送
本发明的技术方案适用于处理甲烷含量在25％以上的矿井瓦斯。采用本技 术方案可以日处理和加工1万立方米至15万立方米折合100％纯甲烷量的矿井 瓦斯。5万立方米规模以下的加工设施可以制作成撬装设备，可以方便地安装和 搬迁，以适应矿井瓦斯产气量不稳定的特点。
本发明的技术方案所选用的所有动静设备如瓦斯气低压压缩机、瓦斯气高 压压缩机、冷剂循环缩机、胺循环泵等均采用电力驱动。所需电能采取瓦斯发 电方式自行供给。主要方案是充分利用矿井中甲烷含量低于20％的瓦斯气和在 对瓦斯提纯、深冷分离过程残存的低含量瓦斯气，选用低含量瓦斯发动机配置 的发电机组，以低含量瓦斯作动力燃料驱动发电机组发电。发出的电，供给对 高含量瓦斯气的处理、加工生成LNG之需。这样不论高含量瓦斯还是低含量瓦 斯都得到充分、全面的综合利用。