中华人民共和国国家标准城镇燃气设计规范GB 50028-2006 8
5.2.3 本条规定了直接冷凝冷却工艺的设计要求。
1 冷却后煤气的温度。洗涤水与煤气直接接触过程中，除起冷却煤气的作用外，还同时能起到洗萘与洗焦油雾的作用。如果把煤气冷却到同一温度时，直接式冷凝冷却工艺的洗萘、洗焦油雾的效果比间接式冷凝冷却工艺的效果好。如在脱氨工艺都是水洗涤法时，在基本保证煤气净化设备的正常操作前提下，可以允许直接式初冷塔出口煤气温度比间接式初冷器出口煤气温度高10℃左右，间冷和直冷在初冷后煤气中萘含量基本相当。
2 含有氨的煤气在直接与水接触过程中，氨会促使水中的碳酸盐发生反应，加速水垢的生成而容易堵塞初冷塔。故对水的硬度应加以规定，但又不宜要求太高。所以本条规定的洗涤水的硬度指标采用了锅炉水的标准，即《工业锅炉水质标准》GB 1576规定的不大于0.03mmol／L。
3 本款是执行现行国家标准《室外给水设计规范》和《室外排水设计规范》的有关规定。
5.2.4 本条规定了焦油氨水分离系统的设计要求。
1、2 当采用水洗涤法脱氨时，为了保证剩余氨水中氨的浓度，不论初冷方式采用直接式或间接式冷凝冷却工艺，对初冷器排出的焦油氨水均应单独进行处理，而不宜与从荒煤气管排出的焦油氨水合并在一起处理，其原因有二：
1)当初冷工艺为间接式时，其冷凝液中氨浓度为6～7g／L，而当与荒煤气管排出的焦油氨水混合后则氨的浓度降为1.5～2.5g／L(本溪钢铁公司焦化厂分析数据)。
2)当初冷工艺为直接式时，出初冷塔的洗涤水温度小于60℃，为了保证集气管喷淋氨水温度大于75℃，则两者也不宜掺混。所以规定宜"分别澄清分离"。
采用硫酸吸收法脱氨时，初冷工艺一般采用间接式冷凝冷却工艺，则初冷器排出的焦油氨水与荒煤气管排出的焦油氨水可采用先混合后分离系统。其原因是，间接式初冷器排出的焦油氨水冷凝液较少，且含有(NH4)2S、NH4CN、 (NH4)2C03等挥发氨盐，而荒煤气管排出的焦油氨水冷凝液中含有NH4C1、NH4CNS、(NH4)2S203等固定氨盐，其浓度为30～40g／L。若将两者分别分离则焦油中固定氨盐浓度较大，必将引起焦油在进一步加工时严重腐蚀设备。如将两者先混合后分离，则可以保持焦油中固定氨盐浓度为2～5g／L左右，在焦油进一步加工时，对设备内腐蚀程度可以大大减轻。
3 含油剩余氨水进行溶剂萃取脱酚容易乳化溶剂，增加萃取脱酚的溶剂消耗。含油剩余氨水进入蒸氨塔蒸氨，容易堵塞蒸氨塔内的塔板或填料。剩余氨水除油的方法，一般为澄清分离法或过滤法。剩余氨水澄清分离法除油需要较长的停留时间，需要建造大容积澄清槽，投资额和占地面积都较大，而且氨水中的轻油和乳化油也不能用澄清法除去。许多煤气厂都采用焦炭过滤器过滤剩余氨水，除油效果较好但至少需半年调换焦炭一次，此项工作既脏又累。
4 焦油氨水分离系统的澄清槽、分离槽、储槽等都会散发有害气体(如氰化氢、硫化氢、轻质吡啶等等)而污染大气、妨碍职工身体健康。为此，应将焦油氨水分离系统的槽体封闭，把所有的放散管集中，使放散气进入洗涤塔处理，洗涤塔后用引风机使之负压操作，洗涤水掺人工业污水进行生化处理。上海宝钢焦化厂的焦油氨水分离系统的排放气处理装置的运行状况良好。
5.3 煤气排送
5.3.1 本条规定了煤气鼓风机的选择原则。
1 当若干台鼓风机并联运行时，其风量因受并联影响而有所减少，在实际操作中，两台容积式鼓风机并联时的流量损失约为10％，两台离心式鼓风机并联时的流量损失则大于10％。
鼓风机并联时流量损失值取决于下列三个因素：
1)管路系统阻力(管路特性曲线)；
2)鼓风机本身特性(风机特性曲线)；
3)并联风机台数。
所以在设计时应从经济角度出发，一般将流量损失控制在20％内较为合理。
3 关于备用鼓风机的设置。大型焦化厂中，煤气的排送一般采用离心式鼓风机，每2台鼓风机组成一输气系统，其中1台备用。煤制气厂采用容积式鼓风机，往往是每2～4台组成一输气系统(内设1台备用)。考虑到各厂规模大小不同，对煤气鼓风机备用要求也不同，故本条规定台数的幅度较大。
5.3.2 本条规定了离心式鼓风机宜设置调速装置的要求。上海市浦东煤气厂和大连市第二煤气厂的冷凝鼓风工段，在离心式鼓风机上配置了调速装置。生产实践表明，不仅能使风机便于启动、噪声低、运转稳定可靠，而且不用"煤气小循环管"即能适应煤气产量的变化，节约大量的电能。调速装置的应用可延长鼓风机的检修周期，又便于煤气生产的调度，因此有明显的综合效益。
调速装置一般可采用液力偶合器。
5.3.3 本条规定了煤气循环管的设置要求。由于输送的煤气种类不同，鼓风机构造不同，所要求设置循环管的形式也不相同。
1 离心式鼓风机在其转速一定的情况下，煤气的输送量与其总压头有关。对应于鼓风机的最高运行压力，煤气输送量有一临界值，输送量大于临界值，则鼓风机的运行处于稳定操作范围；输送量小于临界值，则鼓风机操作将出现"喘振"现象。
另外，为了保证煤干馏制气炉炉顶吸气管内压力稳定，可以采用鼓风机煤气进口管阀门的开度调节，也可用鼓风机进出口总管之间的循环管(小循环器)来调节，但此法只适宜在循环量少时使用。
目前大连煤气公司选用D250-42离心式鼓风机，配置了调速装置，调速范围1～5，所以本条注规定只有在风机转速变化能适应流量变化时，才可不设小循环管。
当煤干馏制气炉刚开工投产或者因故需要延长结焦时间时的煤气发生量较少，为了保证鼓风机操作的稳定，同时又不使煤气温上升过高，通常采用煤气"大循环"的方法调节，即将鼓风机压出的一部分煤气返回送至初冷器前的煤气总管道中。虽然这种调节方法将增加鼓风机能量的无效消耗，还会增加初冷器处理负荷和冷却水用量，但是能保证循环煤气温度保持在鼓风机允许的温度范围之内，各厂(例如南京煤气厂、青岛煤气厂等)的实际经验说明了这个"大循环管道"设置的必要性。
2 当冷凝鼓风工段的煤气处理量较小时，一般可选用容积式鼓风机。
5.3.4 本规范将"用电动机带动的煤气鼓风机的供电系统设计"由"一级负荷"调整为"二级负荷"，主要考虑按一级负荷设计实施起来难度往往很大，而且按照《供配电系统设计规范》GB 50052关于电力负荷分级规定，用电动机带动的煤气鼓风机其供电系统对供电可靠性要求程度及中断供电后可能会造成的影响进行分级，其供电负荷等级应确定为二级负荷。
二级负荷的供电系统要求应满足《供配电系统设计规范》GB 50052的有关规定。
人工煤气厂中除发生炉煤气工段之外，皆属"甲类生产"，所以带动鼓风机的电动机应采取防爆措施。如鼓风机的排送煤气量大，无防爆电机可配备时，国内目前采用主电机配置通风系统来解决。
5.3.5 离心式鼓风机机组运行要求的电气连锁及信号系统如下：
1 鼓风机的主电机与电动油泵连锁。当电动油泵启动，油压达到正常稳定后，主电机才能开始合闸启动；当主电机达到额定转数主油泵正常工作后，电动油泵停车；主电机停车时，电动油泵自启运转；
2 机组的轴承温度达到65℃时，发出声、光预告信号；轴承温度达到75"C时，发出声光紧急信号，鼓风机主电机自动停车；
3 轴承润滑系统主进油管油压低于0.06MPa时，发出声光预告信号，电动油泵自启运转；当主进油管油压降至鼓风机机组润滑系统规定的最低允许油压时，发出声、光紧急信号，鼓风机的主电机自动停车。鼓风机转子的轴向位移达到规定允许的低限值时，发出声、光预告信号；当达到规定允许的高限值时，发出声光紧急信号，鼓风机主电机自动停车；
4 润滑油油箱中的油位下降到比低位线高100mm时，发出声、光信号；
5 鼓风机的主电机与其通风机连锁。当通风机正常运转后，进风压力达到规定值时，主电机再合闸启动；
6 鼓风机主电机通风系统。当进口风压降至400Pa或出口风压降至200Pa时发出声、光信号。
5.3.6 本条规定了鼓风机房的布置要求。
1 规定对鼓风机机组安装高度要求，是对鼓风机正常运转的必要措施。如果冷凝液不能畅通外排时，会引起机内液量增多，从而会破坏鼓风机的正常操作，产生严重事故。《煤气设计手册》规定，当采用离心鼓风机时，煤气管底部标高在3m以上，机前煤气吸入管阀门后的冷凝液排出口与水封槽满流口中心高差应大于2.5m，就是考虑到鼓风机的最大吸力，防止水封液被吸入煤气管和鼓风机内所需要的高度差；
2 鼓风机机组之间和鼓风机与墙之间的距离，应根据操作和检查的需要确定，一般设计尺寸见表13。
表13 鼓风机之间距离鼓风机型号 D1250-22 D750-23 13250-23 1360×4.8-120/3500
机组中心距(m) 12 8 8 6
厂房跨距(m) 15 12 12 9
5 规定"应设置单独的仪表操作间"是为了改善工人操作条件和保持一个比较安静的生产操作环境，便于与外界联系工作。在以往设计中，凡仪表间与鼓风机房设在同一房间内且无隔墙分开的，鼓风机运转时，其噪声大大超过人的听力保护标准及语言干扰标准，长期在这样的环境中操作对工人健康和工作均不利。
按照《建筑设计防火规范》要求，压缩机室与控制室之间应设耐火极限不低于3h的非燃烧墙。但是为了便于观察设备运转应设有生产必需的隔声玻璃窗。本条文与《工业企业煤气安全规程》GB 6222第5.2.1条要求是一致的。
5.4 焦油雾的脱除
5.4.1 煤气中的焦油雾在冷凝冷却过程中，除大部进入冷凝液中外，尚有一部分焦油雾以焦油气泡或粒径1～7／μm的焦油雾滴悬浮于煤气气流中。为保证后续净化系统的正常运行，在冷凝鼓风工段设计中，应选用电捕焦油器清除煤气中的焦油雾。
电捕焦油器按沉淀极的结构形式分为管式、同心圆(环板)式和板式三种。我国通常采用的是前两种电捕焦油器。
虽然可以采用机捕焦油器捕除煤气中的焦油雾，但效率不甚理想，目前国内新建煤气厂中已不采用。
本条文规定"电捕焦油器不得少于2台"，是为了当其中1台检修时仍能保证有效地脱除焦油雾的要求。
各厂实践证明，设有3台及3台以上并联的电捕焦油器时，在实际操作中可以不设置备品。电捕焦油器具有操作弹性较大的特点。例如，煤气在板式电捕焦油器内流速为O.4～1m／s，停留时间为3～6s；煤气在板式电捕焦油器内流速为1～1.5m／s，停留时间为2～4s；故只要在设计时充分运用这一特点，虽然不设备品仍能维持正常生产。
5.4.2 不同煤气的爆炸极限各不相同，我们通常所说的爆炸极限是指煤气在空气中的体积百分比，而煤气中的含氧量是指氧气在煤气中的体积百分比。由于煤气中的氧气主要是由于煤气生产操作过程中吸人或掺进了空气造成的，因此可考虑把煤气中的氧含量理解为是掺人了一定量的空气，这样就可计算出煤气中氧的体积百分比或空气的体积百分比为多少时达到爆炸极限。各种人工煤气的爆炸极限范围见表14。
由表14可看出，各种燃气的爆炸上限最大为70％，这时空气所占比例即为30％，则氧含量大于6％，这样越过置换终止点的20％的安全系数时，此时氧含量可达4.8％，因此生产中要求氧含量指标小于1％是有点过于保守了。
表14 各种人工煤气爆炸极限表(体积百分比)序号 名 称 煤气空气混合物中煤气(体积百分比) 煤气空气混合物中 空气(体积百分比) 煤气空气混合物中 氧气(体积百分比)
上限 下限 上限 下限 上限 下限
1 焦炉煤气 35.8 4.5 64.2 95.5 13.5 20.1
2 直立炉煤气 40.9 4.9 59.1 95.1 12.4 20.0
3 发生炉煤气 67.5 21.5 32.5 79.5 6.8 16.5
4 水煤气 70.4 6.2 29.6 93.8 6.2 19.7
5 油制气 42.9 4.7 57.1 95.3 12.0 20.0
从表14可看出：正常生产情况下，煤气中的空气量不可能达到如此高浓度，没有必要控制煤气中氧含量一定要低于1％。实际生产过程中由于控制煤气中含氧量小于l％很难进行操作，许多企业采用含氧量小于或等于l％切断电源的控制，经常发生断电停车，影响后续工段的正常生产。国内大部分企业都反映很难将电捕焦油器含氧量控制在小于或等于1％，一般控制在2％～4％，同时国内国际经过几十年的实际生产运行，没有发生电捕焦油器爆炸的情况。国外一些国家将煤气中含氧量设定为4％，个别企业甚至达到6％。因此采用控制煤气中含氧量小于或等于2％(体积分数)并经上海吴淞煤气厂实践证明是很安全的，从爆炸极限角度分析是完全可行的。
5.5 硫酸吸收法氨的脱除
5.5.1 塔式硫酸吸收法脱除煤气中的氨，这种装置在我国已有多家工厂在运行。如上海宝山钢铁总厂焦化分厂、天津第二煤气厂等。不过，半直接法采用饱和器生产硫酸铵已是我国各煤气厂、焦化厂普遍采用的成熟工艺，这不仅回收煤气中的氨，而且也能回收煤气冷凝水中的氨，所以本规范目前仍推荐这一工艺。
1 确定进入饱和器前的煤气温度的指标为"60～80℃"。这是根据饱和器内水平衡的要求，总结了各厂实践经验而确定的。
《煤气设计手册》及《焦化设计参考资料》的数据均为"60～70℃"。这一指标与蒸氨塔气分缩器出气温度的控制有关。
3 凡采用硫酸铵工艺的，饱和器出口煤气含氨量都能达到小于30mg／m3的要三求，例如沈阳煤气二厂、上海杨树浦煤气厂、鞍钢化工总厂等。
4 母液循环量是影响饱和器内母液搅拌的一个重要因素，特别是当气量不稳定时尤其突出。在以往设计中采用的小时母液循环量一般为饱和器内母液量的2倍，实践证明这是不能满足生产要求的，会引起饱和器内酸度不均、硫铵颗粒小、饱和器底部结晶、结块等现象， 故目前各厂在生产实践中逐步增大了母液循环量，例如上海杨树浦煤气厂将母液循环量由2倍改为3倍，丹东煤气公司为5倍，均取得良好效果。但随着母液循环量的增大，动力消耗也相应增大，所以应在满足生产基础上选择一个适当值，一般来说规定循环量为饱和器内母液量3倍已能满足生产的要求。
5 煤气厂一般对含酚浓度高的废水多采取溶剂萃取法回收酚，效果较为理想。。故条文规定"氨水中的酚宜回收"。
先回收酚后蒸氨的生产流程有下列优点：
1)可避免在蒸氨过程中挥发酚的损失，减少氨类产品受酚的污染；
2)氨水中轻质焦油进入脱酚溶剂中，能减轻轻质焦油对蒸氨塔的堵塞。但也有认为这项工艺的蒸汽消耗量稍大；氨气用于提取吡啶对吡啶质量有影响。因此条文规定定"酚的回收宜在蒸氨之前进行"。
废氨水中含氨量量的规定是按照既要尽可能多回收氨，又要合理使用蒸汽，而且还应能达到此项指标的要求等项原则而制定的。表15列举各厂一蒸氨后的废氨水中含氨量。
表15 废氨水中含氨量脱氨 工艺 厂 名 蒸氨塔塔型 原料氨水含氨(％) 废氨水含氨 (％)
硫 铵 北京焦化厂 泡罩 0.08～0.09 0.02
上海杨树浦煤气厂 瓷环 0.3 0.03
上海焦化厂 浮阀 0.1～0.15 ＜0.01
梅山焦化厂 瓷环 0.18 0.005
鞍钢化工总厂二回收 泡罩 0.126-0.1398 0.01～0.012
鞍钢化工总厂三回收 泡罩 0.21～0.238 0.008～0.01
鞍钢化工总厂四回收 泡罩 0.086～0.156 0.019～0.014
水 洗 氨 桥西焦化厂 泡罩 0.82 0.03
东风焦化厂一回收 栅板 0.5 0.007
东风焦化厂二回收 栅板 0.3 0.0435
东风焦化厂一回收 泡罩 0.795 0.0097
5.5.2 本条规定了-硫铵工段的工艺布置要求。
3 吡啶生产虽虽然属于硫铵工段的一个组成部分，但不宜由硫铵的泵工和卸料二工来兼任，宜由专职的吡啶生产工人进行操作，并切实加强防毒、防泄漏、防火工作，设单独操作室为宜。
4 蒸氨塔的位置应尽量靠近吡啶装置，方便吡啶生产操作。
5.5.3 本条规定了饱和器机组的布置。
1、2 规定饱和器与主厂房的距离和饱和器中心距之间的距离，考虑到检修设备应留有一定的回转余地。
3 规定锥形底与防腐地坪的垂直距离，以便于饱和器底部敷设保温层。冲洗地坪时，尽可能避免溅湿饱和器底部。
4 为防止硫酸和硫铵母液的输送泵在故障或检修时，流散或溅出的液体腐蚀建筑物或构筑物，故硫铵工段的泵类宜集中布置在露天。对于寒冷地区则可将泵成组设置在泵房内。
5.5.4 本条规定了离心干燥系统设备的布置要求。
2 规定2台连续式离心机的中心距是考虑到结晶槽的安装距离，并能使结晶料浆直接通畅地进入离心机，同时也保证了设备的检修和安装所需的空间。
5.5.5 吡啶蒸气有毒，含硫化氢、氰化氢等有毒气体，故吡啶系统皆应在负压下进行操作。中和器内吸力保持500～2000Pa为宜。其方法可将轻吡啶设备的放散管集中在一起接到鼓风机前的负压煤气管道上，即可达到轻吡啶设备的负压状态。
5.5.6 本条规定了硫铵系统的设备要求。
1 饱和器机组包括饱和器、满流槽、除酸器、母液循环泵、结晶液泵、硫酸泵、结晶槽、离心分离机等。由于皆易损坏，为在检修时能维持正常生产，故都需要设置备品。以各厂的实践经验来看，二组中一组生产一组备用，或三组中二组生产一组备用是可行的。而结晶液泵和母液循环泵的管线设计安装中，也可互为通用。
2 硫铵工段设置的两个母液储槽，一个是为满流槽溢流接受母液用的；另一个是必须能容纳一个饱和器机组的全部母液，作为待抢修饱和器抽出母液储存用。
3 规定了硫铵结晶的分离方法。
4 国内已普遍采用沸腾床干燥硫酸铵结晶，效果良好，上海市杨树浦煤气厂、上海市浦东煤气厂和上海焦化厂都建有这种装置。
硫铵工段的沸腾干燥系统都配备有结晶粉尘的收集和热风洗涤装置，运行效果都较好。
5.5.7 从上海市杨树浦煤气厂和上海焦化厂的生产实践来看，紫铜管、防酸玻璃钢制成的满流槽、中央管、泡沸伞和结晶槽的耐腐蚀效果较好；用普通不锈钢的泵管和连续式离心机的筛网，损坏较快。92％以上的浓硫酸用硅钢翼片泵和碳钢管其使用寿命较长。
5.5.8 上海杨树浦煤气厂硫铵厂房改造时，以花岗岩石块用耐酸胶泥勾缝做成室内外地坪，防腐涂料做成室内墙面，防腐蚀效果良好。
5.5.9 硫铵工段的酸焦油尚无妥善处理方法，一般当燃料使用。包钢焦化厂硫铵工段的酸焦油，曾经配人精苯工段的酸焦油中，作为橡胶的胶粘剂。
废酸液是指饱和器机组周围的漏失酸液和洗刷设备、地坪的含酸废水，流经地沟汇总在地下槽里，作为补充循环母液的水分而重复使用。在国外某些炼油制气厂里，连雨水也汇总经过沉淀处理除去杂质，如有害物质的含量超过排放标准，则也要掺人有害物质浓度较高的废水中去活性污泥处理。因此硫铵工段的含氨并呈酸性的废水不能任意排放。
5.5 硫酸吸收法氨的脱除
5.5.1 塔式硫酸吸收法脱除煤气中的氨，这种装置在我国已有多家工厂在运行。如上海宝山钢铁总厂焦化分厂、天津第二煤气厂等。不过，半直接法采用饱和器生产硫酸铵已是我国各煤气厂、焦化厂普遍采用的成熟工艺，这不仅回收煤气中的氨，而且也能回收煤气冷凝水中的氨，所以本规范目前仍推荐这一工艺。
1 确定进入饱和器前的煤气温度的指标为"60～80℃"。这是根据饱和器内水平衡的要求，总结了各厂实践经验而确定的。
《煤气设计手册》及《焦化设计参考资料》的数据均为"60～70℃"。这一指标与蒸氨塔气分缩器出气温度的控制有关。
3 凡采用硫酸铵工艺的，饱和器出口煤气含氨量都能达到小于30mg／m3的要三求，例如沈阳煤气二厂、上海杨树浦煤气厂、鞍钢化工总厂等。
4 母液循环量是影响饱和器内母液搅拌的一个重要因素，特别是当气量不稳定时尤其突出。在以往设计中采用的小时母液循环量一般为饱和器内母液量的2倍，实践证明这是不能满足生产要求的，会引起饱和器内酸度不均、硫铵颗粒小、饱和器底部结晶、结块等现象， 故目前各厂在生产实践中逐步增大了母液循环量，例如上海杨树浦煤气厂将母液循环量由2倍改为3倍，丹东煤气公司为5倍，均取得良好效果。但随着母液循环量的增大，动力消耗也相应增大，所以应在满足生产基础上选择一个适当值，一般来说规定循环量为饱和器内母液量3倍已能满足生产的要求。
5 煤气厂一般对含酚浓度高的废水多采取溶剂萃取法回收酚，效果较为理想。。故条文规定"氨水中的酚宜回收"。
先回收酚后蒸氨的生产流程有下列优点：
1)可避免在蒸氨过程中挥发酚的损失，减少氨类产品受酚的污染；
2)氨水中轻质焦油进入脱酚溶剂中，能减轻轻质焦油对蒸氨塔的堵塞。但也有认为这项工艺的蒸汽消耗量稍大；氨气用于提取吡啶对吡啶质量有影响。因此条文规定定"酚的回收宜在蒸氨之前进行"。
废氨水中含氨量量的规定是按照既要尽可能多回收氨，又要合理使用蒸汽，而且还应能达到此项指标的要求等项原则而制定的。表15列举各厂一蒸氨后的废氨水中含氨量。
表15 废氨水中含氨量脱氨 工艺 厂 名 蒸氨塔塔型 原料氨水含氨(％) 废氨水含氨 (％)
硫 铵 北京焦化厂 泡罩 0.08～0.09 0.02
上海杨树浦煤气厂 瓷环 0.3 0.03
上海焦化厂 浮阀 0.1～0.15 ＜0.01
梅山焦化厂 瓷环 0.18 0.005
鞍钢化工总厂二回收 泡罩 0.126-0.1398 0.01～0.012
鞍钢化工总厂三回收 泡罩 0.21～0.238 0.008～0.01
鞍钢化工总厂四回收 泡罩 0.086～0.156 0.019～0.014
水 洗 氨 桥西焦化厂 泡罩 0.82 0.03
东风焦化厂一回收 栅板 0.5 0.007
东风焦化厂二回收 栅板 0.3 0.0435
东风焦化厂一回收 泡罩 0.795 0.0097
5.5.2 本条规定了-硫铵工段的工艺布置要求。
3 吡啶生产虽虽然属于硫铵工段的一个组成部分，但不宜由硫铵的泵工和卸料二工来兼任，宜由专职的吡啶生产工人进行操作，并切实加强防毒、防泄漏、防火工作，设单独操作室为宜。
4 蒸氨塔的位置应尽量靠近吡啶装置，方便吡啶生产操作。
5.5.3 本条规定了饱和器机组的布置。
1、2 规定饱和器与主厂房的距离和饱和器中心距之间的距离，考虑到检修设备应留有一定的回转余地。
3 规定锥形底与防腐地坪的垂直距离，以便于饱和器底部敷设保温层。冲洗地坪时，尽可能避免溅湿饱和器底部。
4 为防止硫酸和硫铵母液的输送泵在故障或检修时，流散或溅出的液体腐蚀建筑物或构筑物，故硫铵工段的泵类宜集中布置在露天。对于寒冷地区则可将泵成组设置在泵房内。
5.5.4 本条规定了离心干燥系统设备的布置要求。
2 规定2台连续式离心机的中心距是考虑到结晶槽的安装距离，并能使结晶料浆直接通畅地进入离心机，同时也保证了设备的检修和安装所需的空间。
5.5.5 吡啶蒸气有毒，含硫化氢、氰化氢等有毒气体，故吡啶系统皆应在负压下进行操作。中和器内吸力保持500～2000Pa为宜。其方法可将轻吡啶设备的放散管集中在一起接到鼓风机前的负压煤气管道上，即可达到轻吡啶设备的负压状态。
5.5.6 本条规定了硫铵系统的设备要求。
1 饱和器机组包括饱和器、满流槽、除酸器、母液循环泵、结晶液泵、硫酸泵、结晶槽、离心分离机等。由于皆易损坏，为在检修时能维持正常生产，故都需要设置备品。以各厂的实践经验来看，二组中一组生产一组备用，或三组中二组生产一组备用是可行的。而结晶液泵和母液循环泵的管线设计安装中，也可互为通用。
2 硫铵工段设置的两个母液储槽，一个是为满流槽溢流接受母液用的；另一个是必须能容纳一个饱和器机组的全部母液，作为待抢修饱和器抽出母液储存用。
3 规定了硫铵结晶的分离方法。
4 国内已普遍采用沸腾床干燥硫酸铵结晶，效果良好，上海市杨树浦煤气厂、上海市浦东煤气厂和上海焦化厂都建有这种装置。
硫铵工段的沸腾干燥系统都配备有结晶粉尘的收集和热风洗涤装置，运行效果都较好。
5.5.7 从上海市杨树浦煤气厂和上海焦化厂的生产实践来看，紫铜管、防酸玻璃钢制成的满流槽、中央管、泡沸伞和结晶槽的耐腐蚀效果较好；用普通不锈钢的泵管和连续式离心机的筛网，损坏较快。92％以上的浓硫酸用硅钢翼片泵和碳钢管其使用寿命较长。
5.5.8 上海杨树浦煤气厂硫铵厂房改造时，以花岗岩石块用耐酸胶泥勾缝做成室内外地坪，防腐涂料做成室内墙面，防腐蚀效果良好。
5.5.9 硫铵工段的酸焦油尚无妥善处理方法，一般当燃料使用。包钢焦化厂硫铵工段的酸焦油，曾经配人精苯工段的酸焦油中，作为橡胶的胶粘剂。
废酸液是指饱和器机组周围的漏失酸液和洗刷设备、地坪的含酸废水，流经地沟汇总在地下槽里，作为补充循环母液的水分而重复使用。在国外某些炼油制气厂里，连雨水也汇总经过沉淀处理除去杂质，如有害物质的含量超过排放标准，则也要掺人有害物质浓度较高的废水中去活性污泥处理。因此硫铵工段的含氨并呈酸性的废水不能任意排放。
5.7 煤气最终冷却
5.7.1 由于采用直接式冷却煤气的工艺进行煤气的最终冷却将产生一定量的废水、废气，特别是在用水直接冷却煤气时，水会将煤气中的氰化氢等有毒气体洗涤下来，而在水循环换热的过程中这些有毒气体将挥发出来散布到空气中造成二次污染，这种煤气最终冷却工艺已逐步淘汰，目前国内新建的项目已不考虑采用直接式冷却工艺，许多已建的直接式冷却工艺也逐步改为间接式冷却工艺，因此本规范不再采用直接式冷却工艺。
5.7.2 终冷器出口煤气温度的高低，是决定煤气中萘在终冷器内净化和粗苯在洗涤塔内被吸收的效果的极重要因素。苯的脱除与煤气出终冷器的温度有关。其温度越低，终冷后煤气中苯含量就越少。而对粗苯而言，煤气温度越高，吸收效率越差。由于吸苯洗油温度与煤气温度差是一定值，在表17洗油温度与吸苯效率关系中反映了终冷后煤气温度高低对吸苯效率的影响。
表17 洗油温度与吸苯效率的关系洗油温度(℃) 20 25 30 35 40 45
吸苯效率η(％) 96.4 5.15 3.96 7.7 3.7 69.6
当然终冷后温度太低(如低于15℃)也会导致洗油性质变化，而使吸苯效率降低，且温度低会影响横管冷却器内喷洒的轻质焦油冷凝液的流动性。
现在规定的"宜低于27℃"是参照上海吴淞炼焦制气厂在出塔煤气温度为25～27℃时洗苯塔运行良好，塔后煤气中萘含量小于400mg／m3而定的。
5.7.3 本条规定了煤气最终冷却采用横管式间接冷却的设计要求。
1 采用煤气自上而下流动使煤气与冷凝液同向流动便于冷凝液排出，条文中所列"在煤气侧宜有清除管壁上萘的设施"。目前国内设计及使用的有轻质焦油喷洒来脱除管壁上萘，但考虑喷洒焦油后会有焦油雾进入洗苯工段，故也可采用喷富油来脱除管壁上萘的措施。
2 冷却水可分两段，上段可用凉水架冷却水，下段需用低温水目的是减少低温水的消耗量。
3 冷却器煤气出口设捕雾装置可将喷洒液的雾状液滴及随煤气冷却后在煤气中未被冲刷下去的杂质捕集，一些厂选用旋流板捕雾器效果较好。
5.8 粗苯的吸收
5.8.1 对于煤气中粗苯的吸收，国内外有固体吸附法、溶剂常压吸收法及溶剂压力吸收法。
溶剂压力吸收法吸收效率较高、设备较小，但是国内的煤气净化系统一般均为常压，若再为提高效率增加压力在经济上就不合理了。固体吸附国内有活性炭法，此法适用于小规模而且脱除苯后净化度较高的单位，此法成本较高。
5.8.2 洗苯用洗油目前可以采用焦油洗油和石油洗油两种。我国绝大多数煤气厂、焦化厂是采用焦油洗油，该法十分成熟；有少数厂使用石油洗油。例如北京751厂，但洗苯效果不理想而且再生困难。过去我国煤气厂大量发展仅依赖于焦化厂生产的洗油，出现了洗油供不应求的状况。故在本条中用"宜"表示对没有焦油洗油来源的厂留有余地。
5.8.3 本条规定了洗油循环量和其质量要求。
在相同的吸收温度条件下，影响循环洗油量的主要因素有以下两项：一是煤气中粗苯含量，其二是洗油种类。循环洗油量大小与上述两方面的因素有关。一般情况下对煤干馏气焦油洗油循环量取为1.6～1.8L／m3(煤气)，石油洗油2.1～2.2L／m3(煤气)，油制气(催化裂解)为2L／m3(煤气)。
"循环洗油中含萘量宜小于5％"是为了使洗苯塔后煤气含萘量可以达到"小于400mg／m3"的指标要求，从而减少了最终除萘塔轻柴油的喷淋量。
从平衡关系资料可知，当操作温度为30℃、洗油中含萘为5％时，焦油洗油洗萘则与之相平衡的煤气含萘量为150～200mg／m3，石油洗油则为200～250mg／m3。当然实际操作与平衡状态是有一定差距的，但400mg／m3还是能达到。国内各厂中已采用循环洗油含萘小于5％者均能使煤气含萘量小于400mg／m3。
5.8.4 本条规定了洗苯塔形式的选择。
1 木格填料塔是吸苯的传统设备，它操作稳定，弹性大，因而为我国大多数制气厂、焦化厂所采用。但木格填料塔设备庞大，需要消耗大量的木材，多年来有一些工厂先后采用筛板塔、钢板网塔、塑料填料塔成功地代替了木格填料塔。木格填料塔的木格清洗、检修时间较长，一般应设置不小于2台并且应串联设置。
2 钢板网填料塔在国内一些厂经过一段时间使用有了一定的经验。塑料填料塔以聚丙烯花形填料为主的填料塔，近年；来逐渐得到广泛的应用。该两种填料塔都具有操作稳定、设备小、节约木材之优点。但该设备要求进塔煤气中焦油雾的含量少， 否则会造成填料塔堵塞，需要经常清扫。为考虑1台检修时能继；续洗苯宜设2台串联使用。当1台检修时另1台可强化操作。
3 筛板塔比木格填料塔及钢板网填料塔有节约木材、钢材之优点。清扫容易，检修方便，但要求煤气流量比较稳定，而且塔的阻力大(约为4000Pa)，在煤气鼓风机压头计算时应予以考虑。
5.8.5 本条规定了洗苯塔的设计参数要求。
1 所列木格填料塔的各项设计参数是长期操作经验积累数据所得，比较可靠。
2 钢板网填料塔设计参数是经"吸苯用钢板网填料塔经验交流座谈会"上，9个使用工厂和设计单位共同确定的。
3 本条所列数据是近年来筛板塔设计及实践操作经验的总结，，一般认为是合适的。各厂筛板塔的空塔流速见表18。
表18 各厂筛板塔的煤气空塔流速表厂 名 空塔流速(m／s)
大连煤气公司一厂 1
吉林电石厂 2～2.5
沈阳煤气公司二厂 1.3
本规范推荐值 1.2～2.5
5.8.6 粗苯蒸馏装置是获得符合质量要求的循环洗油和回收粗苯必不可少的装置，它与吸苯装置有机结成一体不可分割。因此本系统必须设置相应的粗苯蒸馏装置，其具体设计参数应遵守有关专业设计规范的规定。
5.9 萘的最终脱除
5.9.1 萘的最终脱除方法，一般采用的是溶剂常压吸收法。此外也可用低温冷却法，即使煤气温度降低脱除其中的萘，低温冷却法由于生产费用较高，国内尚未推广。
5.9.2 最终洗涤用油在实际应用中以直馏轻柴油为好。一般新鲜的直馏轻柴油无萘，吸收效果较好。而且在使用过程中不易聚合生成胶状物质防止堵塞设备及管道。近年来有些直立炉干馏气厂考虑直馏轻柴油的货源以及价格问题，经比较效益较差。因此也有用直立炉的焦油蒸馏制取低萘洗油作为最终洗萘用油。此法脱萘效果较无萘直馏轻柴油差，但也可以使用，故本规范规定，宜用直馏轻柴油或低萘焦油洗油。
直馏轻柴油之型号视使用厂所在地区之寒冷程度，一般选用0号或-10号直馏轻柴油。
5.9.3 最终除萘塔可不设备品，因为进入最终除萘塔时的煤气其杂质已很少，一般不易堵塔，而且在操作制度上，每年冬季当洗苯塔操作良好时，可以允许最终除萘塔暂时停止生产，进行清扫而不影响煤气净化效果。当最终除萘为独立工段时，一般将单塔改为双塔，此时，最终除萘可一塔检修另外一塔操作。
5.9.4 轻柴油喷淋方式在国外采用塔中部循环，塔顶定时、定量喷淋，国内有的厂仅有塔顶定时喷淋不设中部循环，也有的厂设有中部循环，顶部定时、定量喷淋甚至将洗萘塔变换为两个串联的塔，前塔用轻柴油循环喷淋，后塔用塔顶定时、定量喷淋。
塔顶定时、定量喷淋是在洗油喷淋量较少，又能保证填料湿润均匀而采取的措施。一般电器对泵启动采取定时控制装置。
5.9.5 本条规定了最终除萘塔设计参数和指标要求。
上海吴淞炼焦制气厂控制进入最终除萘塔煤气中含萘量(即出洗苯塔煤气中含萘量)小于400mg／m3，以便在可能条件下达到降低轻柴油耗量的目的，上海焦化厂也采用类似的做法。因为目前吸萘后的轻柴油出路尚未很好解决，而以低价出售做燃料之用，经济亏损较大。日本一般是把吸萘后的轻柴油做裂化原料，而我国尚未应用。所以当吸萘后的轻柴油尚无良好出路之前，设计时应贯彻尽可能降低进入最终除萘塔前煤气中的含萘量的原则。
最终除萘塔的设计参数是按上海吴淞炼焦制气厂实践操作经验总结得出的。
5.10 湿法脱硫
5.10.1 常用的湿法脱硫有直接氧化法、化学吸收法和物理吸收法。由于煤或重油为原料的制气厂一般操作压力为常压，而化学吸收法和物理吸收法在压力下操作适宜，因此本规范规定宜采用氧化再生脱硫工艺。当采用鲁奇炉等压力下制气工艺时可采用物理或化学吸收法脱硫工艺。
5.10.2 目前国内直接氧化法脱硫方法较多，因此本规范作了一般原则性规定，希望脱硫液硫容量大、副反应小，再生性能好、原料来源方便以及脱硫液无毒等。
目前国内使用较多的直接氧化法是改良蒽醌(改良A.D.A)法，栲胶法、苦味酸法及萘醌法等在一些厂也有较广泛的应用。
5.10.3 焦油雾的带人会使脱硫液及产品受污染并且使填料表面积降低，因此无论哪一种脱硫方法都希望将焦油雾除去。
直接氧化法有氨型和钠型两种，当采用氨型(如氨型的苦味酸法及萘醌法)时必须充分利用煤气中的氨，因此必须设在氨脱除之前。
原规范本条规定采用蒽醌二磺酸钠法常压脱硫时煤气进入脱硫装置前应脱除苯类，本条不用明确规定。由于仅仅是油煤气未经脱苯进入蒽醌法脱硫装置内含有部分轻油带入脱硫液中使脱硫液产生恶臭。但大多数的煤气厂该现象不明显，所以国内有一些厂已将蒽醌二磺酸钠法常压脱硫放在吸苯之前。
5.10.4 本条规定了蒽醌二磺酸钠法常压脱硫吸收部分的设计要求：
1 硫容量是设计脱硫液循环量的主要依据。影响硫容量的因素不仅是硫化氢的浓度、脱硫效率、还有脱硫液的成分和操作控制条件等。
上海及四川几个厂的不同煤气及不同气量的硫容量数据约为0.17～0.26kg／m3(溶液)。设计过程中如有条件在设计前根据运行情况进行试验，则应按试验资料确定硫容量进行计算选型。如果没有条件进行试验则应从实际出发，其硫容量可根据煤气中硫化氢含量按照相似条件下的运行经验数据，在0.2～0.25kg/m3(溶液)中选取。
2 国内蒽醌法脱硫的脱硫塔普遍采用木格填料塔，个别厂采用旋流板塔、喷射塔以及空塔等。木格填料塔具有操作稳定、弹性大之优点，但需要消耗大量木材。为此有些厂采用竹格以及其他材料来代替木格。在上海宝山钢铁厂和天津第二煤气厂所采用的萘醌法和苦味酸法脱硫中脱硫塔填料均采用了塑料填料，因此本条文只提"宜采用填料塔"，这就不排除今后新型塔的选用。
3 空塔速度采用0.5m／s，经实践证明是合理指标。
4 反应槽内停留时间的长短是影响到脱硫液中氢硫化物的含量能否全部转化为硫的一个关键。国内各制气厂均认为槽内停留时间不宜太短。表19是各厂蒽醌法脱硫液在反应槽内的停留时间。
表19 脱硫液在反应槽内停留时间厂 名 上海杨树浦煤气厂 上海吴淞炼焦制气厂 四川化工厂 衙州化工厂 上海焦化厂
停留时间(min) 8 10～12 3.9～11 6～10 10
按国外资料报道，对于不同硫容量和反应时间消耗氢硫化物的百分比见图1。
图1 不同硫容量和反应时间消耗氢硫化物的百分比图
硫容量：1-0.33kg／m3；2-0.25kg／m3；3-0.20kg／m3
因此规定采用"在反应槽内的停留时间一般取8～1Omin"。
5 原规范中考虑木格清洗时间较长，规定宜设置1台备用塔，本条中没写此项。考虑常压木格填料塔都比较庞大，木材用量也大，因此基建投资费用较高，平时闲置1台备品的必要性应在设计中予以考虑。是设置1台备用塔还是设计中做成2塔同时生产，在检修时一个塔加大喷淋强化操作，由设计时统一考虑。因此本条文中未加规定。
5.10.5 喷射再生槽在国内已有大量使用。但高塔式再生在国内使用时间较长，为较成熟可靠之设备。故本规范对两者均加以肯定。
1 条文中规定采用9～13m3／kg(硫, )的空气用量指标，来源于目前国内几个设计院所采用的经验数据。
空气在再生塔内的吹风强度定为100～130m3／(m2·h)足参考"南京化工公司化工研究院合成氨气体净化调查组"在总结对鲁南、安阳、宣化、盘锦、本溪等地化肥厂的蒽醌法脱硫实地调查后所确定的。
由表20可见"再生塔内的停留时间，一般取25～30min是可行的。
表20 脱硫液在再生塔内的停留时间统计表厂 名 上海杨树浦煤气厂 上海吴淞炼焦制气厂 四川化工 厂 衢州化 工 厂 上海焦化厂
停留时间(min) 24 25～30 36 29～42 32
"宜设置专用的空气压缩机"是根据大多数煤气厂和焦化厂的操作经验制定的。湿法脱硫工段如果没有专用的空气压缩机而与其他工段合用时，则容易出现空气压力的波动，引起再生塔内液面不稳定现象，因而硫泡沫可能进入脱硫塔内。例如南化公司合成氨气体净化组有下列报告记载："安阳、宣化等化肥厂其压缩空气要供仪表、变换、触媒等部门使用，因此进入再生塔的空气很不稳定，再生的硫不能及时排出，大量沉积于循环槽及脱硫塔内造成堵塔"。在编制规范的普查中，很多煤气厂都反映发生过类似情况。
规定"入塔的空气应除油"的理由在于避免油质带入脱硫液与硫粘合后堵塞脱硫塔内的木格填料，所以一般都设有除油器。如采用无油润滑的空气压缩机就没有设置除油装置的必要了。
2 蒽醌二磺酸法常压脱硫再生部分的设计中对喷射再生设备的选用已逐渐增多，本条所列举数据是根据广西大学以及广西、浙江的化肥厂使用经验汇总的。喷射再生槽在制气厂、焦化厂已被普遍采用，经实际使用效果良好。
5.10.6 脱硫液的加热器除与脱硫系统的反应温度有关以外还取决于系统中水平衡的需要。
在以往采用高塔再生时该加热器宜设于富液泵与再生塔之间。而再生塔与脱硫塔之间的溶液靠液体之高差，由再生塔自流入脱硫塔，若在此间设加热器，一则设置的位置不好放置(在较高的平台上)，二则由于自流速度较小使其传热效率较低。
当采用喷射再生槽时该加热器可以设于贫脱硫液泵与脱硫塔之间或富液泵与喷射再生槽之间，由于喷射再生槽目前大多是自吸空气型，则要求泵出口压力比脱硫液泵出口压力高。在富液泵后设加热器还应增加泵的扬程，故不经济。另外加热器设于富液管道系统较设于贫液管道上容易堵塞加热器，因此加热器宜设于贫脱硫液泵与脱硫塔之间。
5.10.7 本条规定了蒽醌二磺酸钠法常压脱硫回收部分的设计要求。
1 设置两台硫泡沫槽的目的是可以轮流使用，即使在硫泡沫槽中修、大修的时候，也不致影响蒽醌脱硫正常运行；
2 煤干馏气、水煤气、油煤气等硫化氢含量各不相同，处理气量也有多有少，所以不宜对生产粉硫或融熔硫作硬性规定。在气量少且硫化氢含量低的地方以及如机械发生炉煤气中所含焦油在前工序较难脱除，因此不宜生产融熔硫；
3 多年来上海焦化厂等厂采用了取消真空过滤器而硫膏的脱水工作在熔硫釜中进行，先脱水后将水在压力下排放并半连续加料最后再熔硫，这样在不增加能耗情况下可简化一个工序，提高设备利用率。
由于对废液硫渣的处理方法很多，因此在本条中仅规定"硫渣和废液应分别回收并应设废气净化装置"。
5.10.9 各种煤气含氰化氢、氧等杂质浓度不同，并且操作温度也不相同，所以副反应的生成速度不同。有的必须设置回收硫代硫酸钠、硫氰酸钠等副产品的设备，以保持脱硫液中杂质含量不致过高而影响脱硫效果和正常操作。有的副反应速度缓慢，则可不设置回收副产品的装置。
在设置中对硫代硫酸钠，硫氰酸钠等副产品的加工深度应是以保护煤气厂或焦化厂的脱硫液为主，一般加工到粗制产品即可，至于进一步的加工或精制品应随市场情况因地制宜确定。
5.11 常压氧化铁法脱硫
5.11.1 常压氧化铁法脱硫(下简称干法脱硫)常用的脱硫剂有藻铁矿(来自伊春、蓟县、怀柔等地)、氧化铸铁屑、钢厂赤泥等等。
天然矿如藻铁矿由于不同地区及矿井，其活性氧化铁的含量是有差异的，脱硫效果不同，钢厂赤泥也随着不同的钢厂其活性也有差异，再则脱硫工场与矿或钢厂地理位置不同，有交通运输等各种问题。因此干法脱硫剂的选择强调要根据当地条件，因地制宜选用。
氧化铸铁屑是较常用的脱硫剂，有的厂认为氧化后的钢屑也有较好的脱硫性能。氧化后的铸铁屑一般控制在Fe203／FeO大于1.5作为氧化合格的指标。条文只原则的提出"当采用铸铁屑或铁屑时，必须经过氧化处理"。
由于不同的脱硫剂或即使相同品种的脱硫剂产地不同，脱硫剂的品位也会有较大的差异。因此本条只原则规定脱硫剂中活性氧化铁重量含量应大于15％。
疏松剂可用木屑，小木块、稻糠等等，由于考虑表面积的大小以及吸水性能，本条规定为"宜采用木屑"。
关于其他新型高效脱硫剂暂不列入规范。
5.11.2 常压氧化铁法脱硫设备目前大多采用箱式脱硫设备。而箱式脱硫设备中又以铸铁箱比钢板箱使用得多。目前国内个别厂使用塔式脱硫设备，该设备在装、卸脱硫剂时机械化程度较高脱硫效率较高，随着新型、高效脱硫剂的使用，塔式脱硫设备正逐渐得到推广。因此本条定为"可采用箱式和塔式两种"。
5.11.3 本条规定了采用箱式常压氧化铁法的设计要求。
1 煤气通过干法脱硫箱的气速，本条规定宜取7～11mm／s，参考了美国的数据u＝7～16mm／s，英国的数据u＝7mm／s，日本的数据u＝6.6mm／s而定的。
当处理的煤气中硫化氢含量低于1g／m3时，如仍采用7～11mm／s就过于保守了，事实上无论国内与国外的实践证明，当硫化氢含量较低时可以适当提高流速而不影响脱硫效率，如日本的4个煤气厂箱内流速分别为16.2mm／s、28.6mm／s、37.7mm／s、47.4mm／s， 上海杨树浦煤气厂箱内流速为20.5mm／s(见表21)。
表21 几个进箱硫化氢含量低的生产实况表厂名 干箱 甲煤 气厂 乙煤 气厂 日本 (1)厂 日本 (2)厂 日本 (3)厂 日本 (4)厂
长×宽(m2) 高(m) 148.8 2.13 2.5×3.5 3.0 13.0×8.0 4.0 15.0×11.0 4.1 15.0×11.0 4.1 6.0×7.0 4.0
使用箱数 二组分8箱 3 (一箱备用) 2 3 2 4
气流方式 每组 串联 串联 串联 并联 串联 串联
每箱内脱硫剂(m3) 208 17.55 208 330 396 100
每箱脱硫剂层数 2 5 2 2 4 8
每层脱硫 剂厚度(mm) 700 400 1000 1000 600 300
处理煤气种类 直立 炉煤气水煤气 油煤气 立箱炉气 发生炉煤气 发生炉煤气及油煤气 煤煤气 发生炉煤气
处理量(m3／h) 22000 2400 14100 22000及7000 17000 7170
煤气在箱内流速 (mm／s) 20.5 76.5 37.7 16.2 28.6 47.4
接触时间(s) 272 79 106 123 168 200
进口H2S(g／m3) 0.3～0.5 0.8～1.4 0.147 0.509 0.5 0.13
出口H2S(8／m3) ＜0.008 <0.02 <0.02 ＜0.02 ＜0.04 0.0
2 煤气与脱硫剂的接触时间，本规定为宜取130～200s，这是参考了国内外一些厂的数据综合的。如原苏联为130～200s，日本四个厂为106～200s，国内一些厂最小的为45.5s，最多的为382s，一般为130～200s之间的脱硫效率都较高(见表22)。
表22 脱硫箱内气速和接触时间实况表厂 名 进口H2S (g／m3) 出口H2S (g／m3) 箱内气速(mm／s) 接触时间(s)
上海吴淞炼焦制气厂 0.02～1.0 <0.008 13 115
上海焦化厂 0.3 0.01 7.4 324
北京751厂① 0.8～1.4 ＜0.02 76.5 79
大连煤气二厂② 2.0～4.0 0.02 8.6 210
鞍山煤气公司化工厂 4.0 0.02 6.3 382
沈阳煤气二厂 2.2 0.008～0.48 9.8 1.33
鞍山煤气公司铁西厂 4.0 0.2～0.3 62.5 103
大连煤气厂① 0.4～1. 0 0.2～0.8 13.1 92.5
注：① 使用天然活性铁泥。
② 使用颜料厂的下脚铁泥。其余各厂都使用人工氧化铁脱硫剂。
3 每层脱硫剂厚度
日本《都市煤气工业》介绍脱硫剂厚度为0.3～1.Om，但根据北京、鞍山、沈阳、大连、丹东、上海等煤气公司的实况，多数使用脱硫剂高度在O.4～0.7m之间，所以将这一指标制定为"0.3～0.8m"之间。
4 干法脱硫剂量的计算公式
干法脱硫剂量的计算公式较多，可供参考的有如下四个公式：
1)米特公式：
一组四个脱硫箱，每箱内脱硫剂3＇6"～4＇，每个箱最小截面积是：
当H2S量500～700格令／100立方英尺时为0.5平方英尺／(1000立方英尺·d)
当H2S量小于200格令／100立方英尺时为0.4平方英尺／(1000立方英尺·d)
注：1格令／100立方英尺＝22.9mg／m3
2)爱佛里公式
(7)
R＝25～30(箱式)
R＞30(塔式)
3)斯蒂尔公式：
(8)
式中 A--煤气经过一组串联箱中任一箱内截面积(平方英尺)；
G--需要脱硫的最大煤气量(标准立方英尺／时)；
S--进口煤气中H2S含量的校正系数；
当煤气中H2S含量为4.5～23g／m3时S值为480～720；
D--气体通过干箱组的氧化铁脱硫剂总深度(英尺)；
C--系数，对2、3、4个箱时分别为4、8、10。
4)密尔本公式：
(9)
式中 V--每小时处理1000m3煤气所需脱硫剂(m3)；
Cs--煤气中H2S含量(体积％)；
f--新脱硫剂中活性三氧化二铁重量含量(％)；
ρ--新脱硫剂的密度(t／m3)。
以上四个公式比较，米特和爱佛里公式较粗糙，而且不考虑煤气中H2S含量的变化，故不宜推荐，斯蒂尔公式虽在S校正系数中考虑了H2S的变化，但S值仅是H2S在4.5～23g／m3间才适用，对干法脱硫箱常用的低H2S值时就不能适用了，经过一系列公式演算和实际情况对照认为密尔本公式较为适宜。
按《焦炉气及其他可燃气体的脱硫》一书说明，密尔本公式只适用于H2S含量小于0.8％体积比(相当于12g／m3左右)，这符合一般人工煤气的范围。
5 脱硫箱的设计温度。根据一般资料介绍，干箱的煤气出口温度宜在28～30℃，温度过低时将使硫化反应速度缓慢，煤气中的水分大量冷凝造成脱硫剂过湿，煤气与氧化铁接触不良，脱硫效率明显下降。这里规定了"25～35℃"的操作温度，即说明在设计时对于寒冷地区的干箱需要考虑保温。至于应采取哪些保温措施则需视具体情况决定，不作硬性规定。
规定"每个干箱宜设计蒸汽注入装置"是在必要时可以增加脱硫剂的水分和保持脱硫反应温度，有利于提高和保持脱硫效率。
6 规定每组干法脱硫设备宜设置一个备用箱是从实际出发的，考虑到我国幅员辽阔，生产条件各不相同。干法脱硫剂的配制、再生的时间也各不相同，为保证顺利生产，应设置备用箱，以做换箱时替代用。
条文中规定了连接每个脱硫箱间的煤气管道的布置应能依次向后轮换输气。向后轮换输气是指Ⅰ、Ⅱ、Ⅲ、Ⅳ→Ⅳ、Ⅰ、Ⅱ、Ⅲ→Ⅲ、Ⅳ、 Ⅰ、 Ⅱ→Ⅱ、Ⅲ、Ⅳ、 Ⅰ (Ⅰ、 Ⅱ、Ⅲ、Ⅳ代表干箱之号)。
煤气换向依次向后轮换输气之优点：
1)保证在第Ⅰ、Ⅱ箱内保持足够的反应条件；
2)煤气将渐渐冷却，由于后面箱中氧仍能发挥作用使硫化铁能良好再生；
3)可有效避免脱硫剂着火的危险。
上海杨树浦煤气厂、北京751厂等均是向后轮换输气的，操作情况良好。
当采用赤泥时，虽然赤泥干法脱硫剂具有含活性氧化铁量较藻铁矿高，通过脱硫剂的气速可以较藻铁矿大，与脱硫剂的接触时间可以缩短以及通过脱硫剂的阻力降比藻铁矿的小等优点，但由于该脱硫剂在国内使用的不少厂仅仅停留在能较好替换原藻铁矿等，而该脱硫剂对一些生产参数尚需做进一步的工作。本规定赤泥脱硫剂仍可按公式(5.11.3)设计。但由于其密度为0.3～O.5t／m3会造成计算后需用脱硫剂体积增加，这与实际情况有差异，因此在设计中可取脱硫剂厚度的上限、停留时间的下限从而提高箱内气速。
5.11.4 干法脱硫箱有高架式、半地下式及地下式等形式。高架式便于脱硫剂的卸料也可用机械设备较半地下式及地下式均优越。本条规定宜采用高架式。
5.11.5 塔式的干法脱硫设备同样宜用机械设备装卸，从而减少劳动强度和改善工人劳动环境。
5.11.6 为安全生产，干法脱硫箱应有安全泄压装置，其安装位置为：
1 在箱前或箱后的煤气管道上安装水封筒；
2 在箱的顶盖上设泄压安全阀。
5.11.7 干法脱硫工段应有配制、堆放脱硫剂的场地。除此之外该场地还应考虑脱硫剂再生时翻晒用的场地。一般该场地宜为干箱总面积的2～3倍。
5.11.8 当采用脱硫剂箱内再生时，根据煤气中硫化氢的含量来确定煤气中氧的增加量，但从安全角度出发，一般出箱煤气中含氧量不应大于2％(体积分数)。
5.12 一氧化碳的变换
5.12.1 一氧化碳与水蒸气在催化剂的作用下发生变换反应生成氢和二氧化碳的过程很早就用于合成氨工业，以后并用于制氢。在合成甲醇等生产中用来调整水煤气中一氧化碳和氢的比例，以满足工艺上的要求。多年来各国为了降低城市煤气中的一氧化碳的含量，也采用了一氧化碳变换装置，在降低城市煤气的毒性方面得到了广泛的应用，并取得了良好的效果。煤气中一氧化碳与水蒸气的变换反应可用下式表式：
CO＋H20＝C02＋H2＋热量
5.12.2 全部变换工艺是指将全部煤气引入一氧化碳变换工段进行处理，而部分变换工艺是指将一部分煤气引入一氧化碳变换工段进行一氧化碳变换处理，选择全部变换或部分变换工艺主要根据煤气中一氧化碳的含量确定，无论采用哪种工艺，其目的都是为降低煤气中一氧化碳的含量，使其达到规范规定的浓度标准。根据不同的催化剂的工艺条件，煤气中的一氧化碳含量可以降低至2％～4％或0.2％～0.4％。由于一氧化碳变换工艺是一个耗能降热值的工艺过程，因此可以选择将一部分煤气进行一氧化碳变换后与未进行一氧化碳变换的人工煤气进行掺混，使煤气中一氧化碳含量达到标准要求，采取部分变换工艺的主要目的是为了减少能耗，降低成本，减少煤气热值的降低。
5.12.3 一氧化碳变换工艺有常压和加压两种工艺流程，选择何种工艺流程主要是根据煤气生产工艺来确定，当制气工艺为常压生产工艺时，一氧化碳变换工艺宜采用常压变换流程，当制气工艺为加压气化工艺时宜考虑采用加压变换流程。
5.12.4 人工煤气中各种杂质较多，如不进行脱除硫化氢，焦油等净化处理，将会造成变换炉中的触媒污染和中毒，影响变换效果。触媒是一氧化碳变换反应的催化剂，它对硫化氢较为敏感，如果煤气中硫化氢含量过高将造成触媒中毒；如果煤气中焦油含量高，将会污染触媒的表面，从而降低反应效率。
5.12.5 由于一氧化碳变换的反应温度较高，最高可达520℃以上，接近或高于煤气的理论着火温度(例如氢的着火温度为400℃，一氧化碳的着火温度为605℃，甲烷的着火温度为540℃)，因此在有氧气的情况下就会首先引起煤气中的氢气发生燃烧，进而引燃煤气，如果局部达到爆炸极限还会引起爆炸。严格控制氧含量的目的主要是为安全生产考虑。
5.12.9 一氧化碳常压变换工艺流程中，热水塔通常都被叠装在饱和塔之上，热水靠自身位差经水加热器进入饱和塔，饱和塔的出水由水泵压回热水塔。
而在一氧化碳加压变换的工艺流程中，饱和塔叠装于热水塔之上，饱和塔出水自流人热水塔，加热后的热水用泵压入水加热器后再进入饱和塔。
5.12.10 一氧化碳变换工段热水用量较大，设计时应充分考虑节水、节能及环境保护的需要，采用封闭循环系统减少用水量，节省动力消耗，减少污水排放。
5.12.12 变换系统中设置了饱和热水塔，利用水为媒介将变换气的余热传递给煤气。因此在饱和塔与热水塔之间循环使用的水量必须保证能最大限度地传递热量。若水量太小则不能保证将变换气的热量最大限度地吸收下来，或最大限度地把热量传给煤气。在满足喷淋密度的情况下还要控制循环水量不能过大，水量偏大时，饱和塔推动力大，对饱和塔有利，而热水塔推动力小，对热水塔不利。同样水量偏小时，饱和塔推动力小对饱和塔不利，热水塔推动力大对热水塔有利，但两种情况都不利于生产，因此必须选择一合适水量，使饱和塔和热水塔都在合理范围之内。
对于填料塔，每1000m3煤气约需循环水量15m3，对于穿流式波纹塔，常压变换操作下循环热水流量是气体重量的13～15倍。在加压变换操作下每1000m3煤气需循环水量1Om3。
5.12.14 一氧化碳变换反应是放热反应，随着反应的进行，变换气的温度不断升高，它将使反应温度偏离最适宜的反应温度，甚至损坏催化剂，因此在设计中应采用分段变换的方法，在反应中间移走部分热量，使反应尽可能在接近最适宜的温度下进行。变换炉中的催化剂一般可设置2～3层，故通常称之为两段变换或三段变换。在变换炉上部的第一段一般是在较高的温度下进行近乎绝热的变换反应，然后对一段变换气进行中间冷却，再进入第二、三段，在较低温度下进行变换反应。这样既提高了反应速度也提高了催化剂的利用率。
5.13 煤气脱水
5.13.1 煤气脱水可以采用冷冻法、吸附法、化学反应等方法进行，目前国内外在人工煤气生产领域中，普遍采用冷冻法脱除煤气中的水分。采用吸附法脱水需要增加相当多的吸附剂；采用化学方法脱水需要增加化学反应剂。冷冻法脱水有工艺流程简单、成本低、无污染、处理量大等特点。
5.13.2 煤气脱水工段一般情况下应设在压送工段后，主要有三个方面原因：一是考虑脱水工段的换热设备多，因此系统阻力损失较大，放在压送工段后可以满足系统阻力要求；二是脱水效果好，煤气压力提高后其所含水分的饱和蒸汽分压相应提高，有利于冷冻脱水；三是煤气加压后体积变小，使煤气脱水设备的体积都相应的减小。
5.13.5 煤气脱水的技术指标主要是控制煤气的露点温度，脱水的目的是为了降低煤气的露点温度，当环境温度高于煤气的露点温度时，煤气不会有水析出。当环境温度低于煤气的露点温度时煤气中的水分就会部分冷凝出来。由于煤气输配过程中，用于输送煤气的中、低压管网的平均覆土深度一般为地下1m左右，根据多年的生产运行情况看，在环境温度比煤气露点温度高3～5℃时，煤气中的水分不会析出，因此将煤气的露点温度控制在低于最冷月地下平均地温3℃以上时就能保证煤气在输送过程中管道中不会有水析出。
5.13.6 由于煤气中的焦油、灰尘、萘等杂质在生产操作过程中会析出，粘结在换热设备的内壁上，从而影响换热效率，特别是冷却煤气的换热器。由于是采用冷水间接冷却煤气的工艺，当煤气中的萘遇冷时会在换热器的管壁析出，煤焦油及灰尘也会在管壁上逐渐地粘结，影响换热效果，因此需要定期清理这些换热器。国内现有清洗换热器的方法是用蒸汽吹扫，同时也采用人工清理的方式将换热器内的污垢除去。所以在进行换热器的结构设计时应考虑其内部结构便于清理及拆装。
5.13.7 冷冻法煤气脱水工段的主要动力消耗是制冷机组的电力消耗，由于城镇煤气供应量具有高、低峰值，选用变频制冷机组可以适应这种高低峰变化要求，并大大节省动功消耗，降低生产成本。
6 燃气输配系统
6.1 一般规定
6.1.1 城镇燃气管道压力范围是根据长输高压天然气的到来和参考国外城市燃气经验制定的。
据西气东输长输管道压力工况，压缩机出口压力为10.0MPa，压缩机进口压力为8.0MPa，这样从输气干线引支线到城市门站，在门站前能达到6.0MPa左右，为城镇提供了压力高的气源。提高输配管道压力，对节约管材，减少能量损失有好处；但从分配和使用的角度看，降低管道压力有利于安全。为了适应天然气用气量显著增长和节约投资、减少能量损失的需要，提高城市输配干管压力是必然趋势；但面对人口密集的城市过多提高压力也不适宜，适当地提高压力以适应输配燃气的要求，又能从安全上得到保障，使二者能很好地结合起来应是要点。参考和借鉴发达国家和地区的经验是一途径。一些发达国家和地区的城市有关长输管道和城市燃气输配管道压力情况如表23。
表23 燃气输配管道压力(MPa)城市名称 长输管道 地区或外环高压管道 市区次高压管道 中压管道 低压管道
洛杉矶 5.93～7.17 3.17 1.38 0.138～0.41 0.0020
温哥华 6.62 3.45 1.20 0.41 0.0028 或0.0069 或0.0138
多伦多 9.65 1.90～4.48 1. 20 0.41 0.0017
香 港 -- 3.50 A.0.40～0.70 B 0.24～0.40 0.0075～0.24 0.0075或0.0020
城市名称 长输管道 地区或外环高压管道 市区次高压管道 中压管道 低压管道
悉 尼 4.50～6.35 3.45 1.05 0.21 0.0075
纽 约 5.50～7.00 2.80 0.10～0.40 0.0020
巴 黎 6.80(一环以 外整个法兰西 岛地区) 4.00(巴黎城 区向外10～ 15km的一环) 0.4～1.9 A.≤0.40 B.≤0.04 (老区) 0.0020
莫斯科 5.5 2.0 0.3～1.2 A.0.1～0.3 B. 0.005～0.1 ≤0.0050
东 京 7.0 4.0 1. 0～2.0 A.0.3～1.0 B.0.01～0.3 ＜0.0100
从上述九个特大城市看，门站后高压输气管道一般成环状或支状分布在市区外围，其压力为2.0～4.48MPa不等，一般不需敷设压力大于4.0MPa的管道，由此可见，门站后城市高压输气管道的压力为4.0MPa已能满足特大城市的供气要求，故本规范把门站后燃气管道压力适用范围定为不大于4.0MPa。
但不是说城镇中不允许敷设压力大于4.0MPa的管道。对于大城市如经论证在工艺上确实需要且在技术、设备和管理上有保证，在门站后也可敷设压力大于4.0MPa的管道，另外门站前肯定会需要和敷设压力大于4.0MPa的管道。城镇敷设压力大于4.0MPa的管道设计宜按《输气管道工程设计规范》GB 50251并参照本规范高压A(4.0MPa)管道的有关规定执行。
6.1.3 "城镇燃气干管的布置，宜按逐步形成环状管网供气进行设计"，这是为保证可靠供应的要求，否则在管道检修和新用户接管安装时，影响用户用气的面就太大了。城镇燃气都是逐步发展的，故在条文中只提"逐步形成"，而不是要求每一期工程都必须完成环状管网；但是要求每一期工程设计都宜在一项最后"形成干线环状管网"的总体规划指导下进行，以便最后形成干线环状管网。
6.1.4、6.1.5 城镇各类用户的用气量是不均匀的，随月、日、小时而变化，平衡这种变化，需要有调峰措施(调度供气措施)。以往城镇燃气公司一般统管气源、输配和应用，平衡用气的不均匀性由当地燃气公司统筹调度解决。在天然气来到之后，城镇燃气属于整个天然气系统的下游(需气方)，长输管道为中游，天然气开采净化为上游(中游和上游可合称为城镇燃气的供气方)。上、中、下游有着密切的联系，应作为一个系统工程对待，调峰问题作为整个系统中的问题，需从全局来解决，以求得天然气系统的优化，达到经济合理的目的。
6.1.4条所述逐月、逐日的用气不均匀性，主要表现在采暖和节假日等日用气量的大幅度增长，其日用量可为平常的2～3倍，平衡这样大的变化，除了改变天然气田采气量外，国外一般采用天然气地下储气库和液化天然气储库。液化天然气受经济规模限制，我国一般在沿海液化天然气进口地附近才有可能采用；而天然气地下库受地质条件限制也不可能在每个城市兴建，由于受用气城市分布和地质条件因素影响，本条规定应由供气方统筹调度解决(在天然气地下库规划分区基础上)。
为了做好对逐月、逐日的用气量不均匀性的平衡，城镇燃气部门(需气方)，应经调查研究和资料积累，在完成各类用户全年综合用气负荷资料(含计划中缓冲用户安排)的基础上，制定逐月、逐日用气量计划并应提前与供气方签订合同，据国外经验这个合同在实施中可根据近期变化进行调整，地下储气库和天然气气井可以用来平衡逐日用气量的变化，如果地下储气库距离城市近，还可以用来平衡逐小时用气量的变化，这些做法经国外的实践表明是可行的。
6.1.5条所述平衡逐小时的用气量不均匀性，采用天然气做气源时，一般要考虑利用长距离输气干管的储气条件和地下储气库的利用条件、输气干管向城镇小时供气量的允许调节幅度和安排等，本规范规定宜由供气方解决，在发挥长距离输气干管和地下储气库等设施的调节作用基础上，不足时由城镇燃气部门解决。
储气方式多种多样，本条强调应因地制宜，经方案比较确定。高压罐的储气方式在很多发达国家(包括以前采用高压罐较多的原苏联)已不再建于天然气工程，应引起我们的重视。
6.1.6 本条规定了城镇燃气管道按设计压力的分级
1 根据现行的国家标准《管道和管路附件的公称压力和试验压力》GB 1048，将高压管道分为2.5＜P≤4.0MPa；和1.6＜P≤2.5MPa两档，以便于设计选用。
2 把低压管道的压力由小于或等于0.005MPa提高到小于0.01MPa。这是考虑为今后提高低压管道供气系统的经济性和为高层建筑低压管道供气解决高程差的附加压头问题提供方便。
低压管道压力提高到小于0.01MPa在发达国家和地区是成熟技术，发达国家和地区低压燃气管道采用小于0.01MPa的有：比利时、加拿大、丹麦、西德、匈牙利、瑞典、日本等；采用0.0070～0.0075MPa有英国、澳大利亚、中国香港等。由于管道压力比原先低压管道压力提高不多，故仍可在室内采用钢管丝扣连接；此系统需要在用户燃气表前设置低一低压调压器，用户燃具前压力被稳定在较佳压力下，也有利于提高热效率和减少污染。
3 城镇燃气输配系统压力级制选择应在本条所规定的范围内进行，这里应说明的是：
1)不是必须全部用上述压力级制，例如：
一种压力的单级低压系统；
二种压力的：中压B--低压两级系统；中压A-低压
两级系统；
三种压力的：次高压B--中压A-低压系统；次高压
A一中压A-低压系统；
四种或四种以上压力的多级系统等都是可以采用的。各种不同的系统有其各自的适用对象，我们不能笼统地说哪种系统好或坏，而只能说针对某一具体城镇，选用哪种系统更好一些。
2)也不是说在设计中所确定的压力上限值必须等于本条所规定的上限值。一般在某一个压力级范围内还应做进一步的分析与比较。例如中压B的取值可以在0.010～0.2MPa中选择，这应根据当地情况做技术经济比较后才能确定。
6.2 燃气管道计算流量和水力计算
6.2.1 为了满足用户小时最大用气量的需要，城镇燃气管道的计算流量，应按计算月的小时最大用气量计算。即对居民生活和商业用户宜按第6.2.2条计算，对工业用户和燃气汽车用户宜按第6.2.3条计算。
对庭院燃气支管和独立的居民点，由于所接用具的种类和数量一般为已知，此时燃气管道的计算流量宜按本规范第10.2.9条规定计算，这样更加符合实际情况。
6.2.4 燃气作为建筑物采暖通风和空调的能源时，其热负荷与采用热水(或蒸汽)供热的热负荷是基本一致的，故可采用《城市热力网设计规范》CJJ 34中有关热负荷的规定，但生活热水的热负荷不计在内，因为生活热水的热负荷在燃气供应中已计入用户的用气量指标中。
6.2.5、6.2.6 本条以柯列勃洛克公式替代原来的阿里特苏里公式。柯氏公式是至今为世界各国在众多专业领域中广泛采用的一个经典公式，它是普朗特半经验理论发展到工程应用阶段的产物，有较扎实的理论和实验基础，在规范的正文中作这样的改变，符合中国加入WTO以后技术上和国际接轨的需要，符合今后广泛开展国际合作的需要。
柯列勃洛克公式是个隐函数公式，其计算上产生的困难，在计算机技术得到广泛应用的今天已经不难解决，但考虑到使用部门的实际情况，给出一些形式简单便于计算的显函数公式仍是需要的，在附录C中列出了原规范中的阿里特苏里公式，阿氏公式和柯式公式比较偏差值在5％以内，可认为其计算结果是基本一致的。
公式中的当量粗糙度K，反映管道材质、制管工艺、施工焊接、输送气体的质量、管材存放年限和条件等诸多因素使摩阻系数值增大的影响，因此采用旧钢管的K值。
对于我国使用的焊接钢管，其新钢管当量粗糙度多数国家认定为K＝0.045mm左右，1990年的燃气设计规范专题报告中，引用了二组新钢管实测数据，计算结果与K＝0.045mm十分接近。在实际工程设计中参照其他国家规范对天然气管道采用当量粗糙度的情况，取K＝0.1mm较合适。取K＝0.1mm比新钢管取K＝0.045mm，其λ值平均增大10.24％。
考虑到人工煤气气质条件，比天然气容易造成污塞和腐蚀，根据1990年的燃气设计规范专题报告中的二组旧钢管实测数据，反推当量粗糙度K为0.14～0.18mm。
本规范对人工煤气使用钢管时取K＝0.15mm，它比新钢管K＝0.045mm，λ值平均增大18.58％。
6.2.8 本条所述的低压燃气管道是指和用户燃具直接相接的低压燃气管道(其中间不经调压器)。我国目前大多采用区域调压站，出口燃气压力保持不变，由低压分配管网供应到户就是这种情况。
1 国内几个有代表性城市低压燃气管道计算压力降的情况见表24。燃具额定压力Pn为800Pa时，燃具前的最低压力为600Pa，约为Pn的600／800＝75％。低压管道总压力降取值：北京较低、沈阳较高、上海居中。这有种种原因，如北京为1958年开始建设的，对今后的发展留有较大余地；又如沈阳是沿用旧的管网，由于用户在不断的增加，要求不断提高输气能力，不得不把调压站出口压力向上提，这是迫不得已采取的一种措施；上海市的情况界于上述两城市之间，其压力降为900Pa，约为Pn的1.0倍。
表24 几个城市低压管道压力降(Pa)
城市 项目 北京 (人工煤气) 上海 (人工煤气) 沈阳 (人工煤气) 天津 (天然气)
燃具的额定压力Pn 调压站出口压力 燃具前最低压力 低压管道总压力降△P 其中：干管 支管 户内管 煤气表 800 1100～1200 600 550 150 200 100 100 900 1500 600 900 500 200 80 120 800 1800～2000 600 1300 1000 100 80 120 2000 3150 1500 1650 1100 300 100 150
2 原苏联建筑法规《燃气供应、室内外燃气设备设计规范》对低压燃气管道的计算压力降规定如表25，其总压力降约为燃具额定压力的90％。
表25 低压燃气管道的计算压力降(Pa)所用燃气种类及燃具额定压力 从调压站到最远 管道中包括
燃具的总压力降 街区 庭院和室内
天然气、油田气、液化石油气与空气的 混合气以及其他低热值为33.5～41.8MJ／m3的燃气，民用燃气燃具前额定压力为2000Pa时 1800 1200 600
同上述燃气民用燃气燃具前额定压力为1300Pa时 1150 800 350
低热值为14.65～18.8MJ／m3的人工煤 气与混合气，民用燃气燃具前额定压力为 1300Pa时 1150 800 350
3 从我国有关部门对居民用的人工煤气、天然气、液化石油气燃具所做的测定表明，当燃具前压力波动为0.5Pn～1.5Pn时，燃烧器的性能达到燃具质量标准的要求，燃具的这种性能，在我国的《家用燃气灶具标准》GB 16410中已有明确规定。
但不少代表提出，在实际使用中不宜把燃具长期置于O.5Pn下工作，因为这样不合乎中国人炒菜的要求，且使做饭时间加长，参照表24的情况，可见取0.75Pn是可行的。这样一个压力相当于燃气灶热负荷比额定热负荷仅仅降低了13.4％，是能基本满足用户使用要求的，而且这只是对距调压站最远用户而言，在一年中也仅仅是在计算月的高峰时出现，对广大用户不会产生影响。
综上所述燃气灶具前的实际压力允许波动范围取为O.75Pn～1.5Pn是比较合适的。
4 因低压燃气管道的计算压力降必须根据民用燃气灶具压力允许的波动范围来确定，则有1.5Pn～0.75Pn＝0.75Pn。
按最不利情况即当用气量最小时，靠近调压站的最近用户处有可能达到压力的最大值，但由调压站到此用户之间最小仍有约150Pa的阻力(包括煤气表阻力和干、支管阻力)，故低压燃气管道(包括室内和室外)总的计算压力降最少还可加大的150Pa，故△Pd＝0.75Pn＋150