JP2003527284A - 硝酸の製造方法 - Google Patents

硝酸の製造方法

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Abstract

(57)【要約】 【解決手段】 本発明は単一圧法または二重圧法により６７〜７６重量％の範囲の硝酸を製造する方法に関する。この方法によれば、使用されるアンモニアの燃焼は圧縮されたプロセス空気によって実施される。本発明によれば、プロセス空気は燃焼および／または回収のために外部から供給する。上記空気の水蒸気含有量を減少させる。

Description

【発明の詳細な説明】
【０００１】
【発明の属する技術分野】
本発明は硝酸を製造する方法に関する。硝酸を製造するための所望の方法は特
に、アンモニア供給原料を圧縮されたプロセス空気によって燃焼させそして燃焼
の間に生じる亜硝酸ガスを水に少なくとも部分的に吸収させ、それによって硝酸
を生成しそして未吸収のテールガス（tail gas) を圧縮エネルギー発生するため
にテールガス膨張タービンにおいて第二圧から大気圧に放圧する、単一圧法また
は二重圧法に基づいている。
【従来の技術】
【０００２】 硝酸を製造するための第一段階は、アンモニアＮＨ3 を空気と反応させて、窒
素酸化物ＮＯを得る： ４ＨＮ3 ＋５Ｏ2 ──→ ４ＮＯ ＋ ６Ｈ2 Ｏ ＋ ９０７．３ｋＪ
【０００３】 こうして得られた窒素酸化物ＮＯを次いで二酸化窒素ＮＯ2 に酸化する： ２ＮＯ＋Ｏ2 ──→ ２ＮＯ2 ＋１１３．１ｋＪ
【０００４】 こうして得られる二酸化窒素ＮＯ2 を最後に水に吸収させて、硝酸を得る： ４ＮＯ2 ＋Ｏ2 ＋２Ｈ2 Ｏ──→ ４ＨＮＯ3 ＋ ２５６．９／３９０．３ｋＪ
【０００５】 水が二酸化窒素をできるだけ多く吸収することを保証するために、この吸収を
高圧で実施する。吸収圧は好ましくは４〜１４ｂａｒの範囲内であるのが好まし
い。
【０００６】 アンモニア供給原料の反応に必要とされる酸素は空気酸素として供給する。プ
ロセス空気を酸化反応および吸収反応の両方に適合する圧力に圧縮する。
【０００７】 空気を圧縮するのに必要なエネルギーは、一方では吸収装置から離れ出るテー
ルガスを雰囲気圧に放圧することによってそしてもう一方では反応の際に消散さ
れる熱を利用することによって発生する。
【０００８】 色々な種類の硝酸製造プラントの設計はそれぞれの場所の特殊な要求に基づい
ている。
【０００９】 単一ラインの硝酸プラントは通常、１日あたり１００〜１０００トン（硝酸）
の能力として設計されかつ評価されている。もしこの反応装置の規模を倍にした
場合には、単一ラインは２０００トン／日まで生産できる。
【００１０】 要求される日産量が低いかまたは所在地で支配的なエネルギー相場が比較的に
低い場合には、硝酸生産プラントは単一圧高圧法をベースとして設計される。こ
の方法の場合には、アンモニアの燃焼および窒素酸化物の吸収装置で適用される
圧力はほぼ均一であり、即ちほぼ１０ｂａｒである。
【００１１】 大きなネット能力および／または高い酸濃度が要求される場合には、二重圧法
の硝酸製造プラントの設計をベースとするのがより経済的である。
【００１２】 二重圧法ではアンモニアを吸収圧よりも低い最初の圧力のもとで燃焼させる。
燃焼の間に生じる亜硝酸ガスを冷却し、次に第二の圧力、即ち吸収圧のレベルに
圧縮する。
【００１３】 常圧燃焼および中圧吸収を使用するかつて建設されたプラントは現在では更に
価格的に有利な単一圧または二重圧法を使用するプラントに交換されてきた。得
られる硝酸は、該酸が下流蒸留装置で蒸留される場合に達成される最大硝酸濃度
が共沸混合物の生成によって６８％であるので、準共沸硝酸とも称される。関連
する文献にはこの限界を克服するために沢山の方法が提案されている。
【００１４】 しかしながら硝酸の最終ユーザーはしばしば、例えばアジピン酸、カプロラク
タム、トルエンジイソシアネートまたは硝酸で硝酸塩化される他の物質を製造す
る際に硝酸を使用する時、かゝる６８％より僅かだけ上の硝酸濃度を有すること
を望む。それ故に６８％〜７６％の濃度の硝酸を製造する経済的な方法を利用で
きることが工業界の久しい以前からの要望である。
【００１５】
【発明が解決しようとする課題】
それ故に本発明の課題は、７６％までの濃度で硝酸を製造することを可能とす
るために、簡単でかつ経済的な手段によって準共沸硝酸を生成するための慣用の
単一圧または二重圧法を改善することである。
【００１６】
【課題を解決するための手段】
本発明によれば、この課題は系に外部から入れられるプロセス空気の水蒸気含
有量を空気を乾燥させることによって減少させることで達成できる。本発明は系
に入る水の量を最小限にするという思想に基づいている。湿気を随伴する空気は
は湿気は燃焼空気としておよび回収空気としてＨＮＯ3 ガス抜き塔に入り込み、
水の侵入に著しく関与している。空気の乾燥効果はプロセス全工程における水分
の侵入を少なくする。
【００１７】 本発明の別の実施態様によれば燃焼装置に供給されるプロセス空気が乾燥され
る。
【００１８】 本発明の更に他の実施態様によれば、回収用空気は第二空気とも称され、溶解
されたＮＯ2 およびＮＯを除くために、生成された硝酸を回収するために使用さ
れ、乾燥される。
【００１９】 本発明のまた別の実施態様によれば、回収用空気は第二空気とも称され、溶解
されたＮＯ2 およびＮＯを除くために、生成された硝酸を回収するために使用さ
れ、高濃度硝酸で洗浄することによって再び乾燥される。
【００２０】 上述の全ての実施態様は同じ発明思想に基づいている。即ち、特別な場合に適
用できる経済的規準を考慮することによってプラントの設計または変更に関与す
る技術者ならば、所望の効果を達成するために空気の乾燥強度を決めるはずであ
り、かつそれの空気流をこの目的のために乾燥するはずである。この関係で考慮
すべき技術的規準は、この方法を実施する場所で予想される負荷される空気水蒸
気であり、ＮＨ3 を空気で燃焼させてＮＯx を生ずる────設計されたまたは
既に運転されている───装置の効率および生成される硝酸の所望の濃度である
。プロセス空気の約８０％は燃焼に使用されそして約２０％は回収に使用される
。これはプロセス空気の色々なプロセス空気流を個々に乾燥する経済的に最適な
分配を可能とする。
【００２１】 本発明の別の一つの実施態様によれば、１℃〜２０℃の温度の冷却水を乾燥に
提供する。
【００２２】 本発明の他の一つの実施態様によれば、−２５℃〜５℃の冷却液を乾燥のため
に提供する。
【００２３】 エアーコンプレッサーの下流にプロセス空気を乾燥するための乾燥機を設置す
るのが有利であるが、これは本発明の目的を達成するためには必ずしも必要ない
。
【実施例】
【００２４】 本発明を、それぞれ図面に記載した以下の２つの典型的な装置によって説明す
る：
【００２５】 図１は、ＮＨ3 蒸発器１、ＮＨ3 ガス予備加熱器２、ＮＨ3 ガス濾過器３、Ｎ
Ｈ3 ／空気−混合機４、エアフィルター５、エアーコンプレッサー６、本発明に
従う空気乾燥器２０、ＬａＭｏｎｔ廃熱ボイラーと一緒のＮＨ3 バーナー７、テ
ールガス加熱器８、ガス冷却器９、吸収塔１３、ＨＮＯ3 ガス抜き塔１４、第二
空気乾燥器２２、テールガス予備加熱器１９、ＮＯx 反応器２１、テールガス膨
張タービン１５、蒸気ドラム１６、蒸気凝縮タービン(steam condensation turb
ine)１７、およびコンデンサー１８を用いる単一圧法を図示している。
【００２６】 液体アンモニアを約１６ｂａｒおよび約２５℃で供給しそしてＮＨ3 蒸発器１
に送る。蒸発器１での蒸発処理は、３６℃の蒸発温度に相当する約１４ｂａｒ（
絶対圧）で行う。低圧蒸気が供給されるＮＨ3 蒸発器１では液状アンモニアが変
更できる温度のもとで殆ど完全に蒸発される。蒸発温度は蒸発器の洗浄水含有量
に依存して増加する。蒸発系の圧力は個々の水準および低圧蒸気の量あるいは圧
力を変更することによって調整できる。
【００２７】 蒸発されたアンモニアを、それを１４０℃に加熱する蒸気加熱されるＮＨ3 ガ
ス予備加熱器２に供給する前にデミスター（demister) に通しそして次にＮＨ3 ガスフィルター3 に通して、場合によって随伴する固体粒子を除く。
【００２８】 エアコンプレッサー６、テールガス膨張タービン１５および蒸気凝縮タービン
１７で構成されるターボ設定のコンプレッサーがこの方法にとって必要とされる
水蒸気２３を含んだ湿った大気をフィルター５に通しそしてこれを約２５０℃の
温度で１２ｂａｒ（全体圧）に圧縮する。
【００２９】 本発明によればこの空気流は乾燥され、この例では７６％の硝酸濃度が達成さ
れる程のできるだけ多くの湿気が引き出される。この実施例で使用される空気乾
燥器２０は、該空気乾燥器２０に流入する空気を約２０〜４０℃に予備冷却する
ための統合された空気／空気−熱交換器を備えている。次いで予備冷却された空
気を、空気乾燥器２０に統合された間接的に作用する冷却器中で冷却水によって
約１℃に冷却し、その際に空気によって随伴される湿気を、露点以下に下がった
空気温度の結果として冷却器の表面で凝結させ、結果として湿気を空気から分離
する。空気が冷却器を離れる時に、空気に負荷していた水が系に入り込む時より
も少なくなり、即ち空気が乾燥されてる。
【００３０】 乾燥された空気は、乾燥空気が２２０℃に再加熱されている空気乾燥器２０に
統合された空気／空気−熱交換器の熱吸収側に供給される。
【００３１】 乾燥器２０を離れる、乾燥されそして加熱された空気流は２つのプロセス空気
流（第一および第二空気）２４および２５に分けられる。
【００３２】 プロセス空気２４（第一空気）およびアンモニアガスはＮＨ3 ／空気−混合機
４に供給される。ガス混合物中のアンモニア含有量は割合制御装置を使用して約
１０．１容量％に一定に維持する。下流のＮＨ3 バーナー７でアンモニアが９０
０℃の温度でＰｔ−Ｒｈ−触媒の存在下に酸化され、窒素酸化物を生成する。熱
い燃焼ガスは、ＮＨ3 バーナー７を備えた構造的装置を形成するＬａＭｏｎｔ廃
熱ボイラーを通しそしてテールガス加熱器８に通して流し、酸化反応の間に発生
する反応熱は水蒸気発生のためにおよび供給エネルギーとして殆ど完全に利用さ
れる（テールガス膨張タービン１５）。
【００３３】 ガス冷却器９は循環冷却水によって約５０℃に窒素酸化物を冷却するのに役立
ち、その際に燃焼装置からの反応水の大部分が凝縮されそして約４４〜５０重量
％の濃度の硝酸が生じる。
【００３４】 酸濃縮物用ポンプ（図１に図示してない）は酸を吸収塔１３のシーブトレイ(s
ieve tray)に送られる。該トレイは類似の酸濃度を有している。
【００３５】 プロセス空気２５（第二空気）は約６０〜８０℃に冷却され、その際に熱は吸
収塔１３からのテールガスに移される。漂白塔とも称されるＨＮＯ3 ガス抜き塔
１４においてプロセス空気２５は粗酸をガス抜きするために使用され、該空気は
亜硝酸ガスが負荷しないうちに吸収装置の上流の主ガス流に混入する。この機能
がＨＮＯ3 ガス抜き塔１４において発揮される前に上記空気を生成物品質の硝酸
で洗浄しそしてこの実施例ではＨＮＯ3 洗浄器である本発明に従う第二空気乾燥
器２２で第二乾燥を行う。
【００３６】 残るＮＯ−ガスは約５６℃の温度で吸収塔１３に入る。この塔はシーブトレイ
を備えている。硝酸はＮＯ−ガスと最上段のトレイに供給されるプロセス水との
向流状態で生じる。ＮＯ2 とＨＮＯ3 との間の平衡に相応して酸濃度はＮＯ2 濃
度が減少するので塔の頂部に向かって減少する。発生する反応熱および顕熱の部
分は、シーブトレイの上に存在する冷却用ラセン状物中を循環される冷却水によ
って消散される。酸濃度次第で酸は吸収塔１３の（底部から数えて）第一、第二
または第三シーブトレイから引き出される。
【００３７】 引き出された粗酸は、ポールリングが充填されたＨＮＯ3 ガス抜き塔１４にパ
イプ搬送され、そしてプロセス空気２５（第二空気）と向流状態で、物理的に溶
解された窒素酸化物から開放される。
【００３８】 ＨＮＯ3 ガス抜き塔１４を離れる硝酸の一部は生成物品質の硝酸であり、他の
部分は第二空気乾燥器２２において第二空気を洗浄するために使用される。こう
して希釈された硝酸をガス用冷却器９の凝縮液に混入するかまたは吸収塔１３の
シーブトレイに直接的に供給する。該シーブは同じ濃度を有している。
【００３９】 テールガスは吸収塔１３の頂部で吸収装置を離れる。次いで２５℃〜約３５０
℃に段階的に加熱され、最初にテールガス予備加熱器１９において第二空気と向
流状態でそして次にテールガス加熱器８においてＮＯ−ガスとの向流状態で加熱
される。ＮＯx 反応器２１中での接触的な酸化窒素の除去後に、テールガス膨張
タービン１５中で膨張させる。
【００４０】 図２は、ＮＨ3 蒸発器１、ＮＨ3 ガス予備加熱器２、ＮＨ3 ガス濾過器３、Ｎ
Ｈ3 ／空気−混合機４、エアフィルター５、エアーコンプレッサー６、本発明に
従う空気乾燥器２０、ＬａＭｏｎｔ廃熱ボイラーと一緒のＮＨ3 バーナー７、テ
ールガス加熱器８、ガス冷却器９、ＮＯコンプレッサー１０、テールガス加熱器
１１、ガス用冷却器１２、吸収塔１３、ＨＮＯ3 ガス抜き塔１４、第二空気乾燥
器２２、テールガス予備加熱器１９、テールガス膨張タービン１５、蒸気ドラム
１６、蒸気凝縮タービン(steam condensation turbine)１７、およびコンデンサ
ー１８を用いる二重圧法を図示している。
【００４１】 液体アンモニアを約１１ｂａｒおよび約２５℃でＮＨ3 蒸発器１に供給する。
ＮＨ3 蒸発器１での蒸発処理は、１４℃の蒸発温度に相当する約７ｂａｒ（絶対
圧）で行う。温められた循環冷却水をＮＨ3 蒸発器１に供給して、液状アンモニ
アが変更できる温度のもとで殆ど完全に蒸発される。蒸発温度は蒸発器の洗浄水
含有量の増加に依存して増加する。蒸発系の圧力は個々の状態の変更および冷却
水流速の変更によって調整できる。
【００４２】 蒸発されたアンモニアを、それを８０℃に加熱する蒸気加熱されるＮＨ3 ガス
予備加熱器２に供給する前にデミスター（demister) に通しそして次にＮＨ3 ガ
スフィルター3 に通して、場合によって随伴する固体粒子を除く。
【００４３】 エアコンプレッサー６、ＮＯコンプレッサー１０、テールガス膨張タービン１
５および蒸気凝縮タービン１７で構成されるターボ設定のコンプレッサーが、こ
の方法にとって必要とされる水蒸気を含んだ湿ったプロセス大気２３をフィルタ
ー５に通しそしてこれを約２５４℃の温度で５．６ｂａｒ（全体圧）に圧縮する
。
【００４４】 本発明によればこの空気流は乾燥され、この例では７６％の硝酸濃度が達成さ
れる程のできるだけ多くの湿気が引き出される。この実施例で使用される空気乾
燥器２０は、該空気乾燥器２０に流入する空気を約２０〜４０℃に冷却するため
の統合された空気／空気−熱交換器を備えている。次いで予備冷却された空気を
、空気乾燥器２０に統合された間接的に作用する冷却器中で冷却水によって約１
℃に冷却し、その際に空気によって随伴される湿気を、露点以下に下がった空気
温度の結果として冷却器の表面で凝結させ、結果として湿気を空気から分離する
。空気が冷却器を離れる時に、空気に負荷していた水が系に入り込む時よりも少
なくなり、即ち空気が乾燥されてる。
【００４５】 乾燥された空気は、乾燥空気が２２０℃に再加熱される乾燥器２０に統合され
た空気／空気−熱交換器の熱吸収側に供給される。
【００４６】 乾燥器２０を離れる、乾燥されそして加熱された空気流は２つのプロセス空気
流（第一および第二空気）２４および２５に分けられる。
【００４７】 プロセス空気２４（第一空気）およびアンモニアガスはＮＨ3 ／空気−混合機
４に供給される。ガス混合物中のアンモニア含有量は割合制御装置を使用して約
１０．２容量％に一定に維持する。下流のＮＨ3 バーナー７でアンモニアが８９
０℃の温度でＰｔ−Ｒｈ−触媒の存在下に酸化され、窒素酸化物を生成する。熱
い燃焼ガスは、ＮＨ3 バーナー７を備えた構造物を形成するＬａＭｏｎｔ廃熱ボ
イラーを通しそしてテールガス加熱器８に通して流し、酸化反応の間に発生する
反応熱は水蒸気の発生のためにおよび供給エネルギー（テールガス膨張タービン
１５）として殆ど完全に利用される。
【００４８】 ガス冷却器９は循環冷却水によって約５０℃に窒素酸化物を冷却するのに役立
ち、その際に燃焼装置からの反応水の大部分が凝縮されそして約４４〜５０重量
％の濃度の硝酸が生じる。酸凝縮ポンプ（図２に図示してない）は酸を吸収塔１
３のシーブトレイ(sieve tray)に送る。該トレイは類似酸濃度を有している。
【００４９】 次いでＮＯコンプレッサー１０からの冷却された燃焼ガスは更に１１ｂａｒに
圧縮され、温度上昇をもたらす。加熱されたガスはテールガス加熱器１１および
ガス冷却器において５５℃に冷却され、その際に吸収塔１３のシーブトレイに送
られる別の硝酸を生成し、該トレイは類似の濃度を有している。
【００５０】 プロセス空気２５（第二空気）はテールガス予備加熱器１９で約６０〜８０℃
に冷却され、その熱は吸収塔１３からのテールガスに移される。漂白塔とも称さ
れるＨＮＯ3 ガス抜き塔１４においてプロセス空気２５は粗酸のガス抜きのため
に使用され、該空気は亜硝酸ガスが負荷しないうちに吸収装置の上流の主ガス流
に混入する。この機能がＨＮＯ3 ガス抜き塔１４において発揮される前に上記空
気を生成物品質の硝酸で洗浄しそしてこの実施例ではＨＮＯ3 洗浄器である本発
明に従う第二空気乾燥器２２で第二乾燥を行う。
【００５１】 残るＮＯ−ガスは約５６℃の温度で吸収塔１３に入る。この塔はシーブトレイ
を備えている。硝酸はＮＯ−ガスと、最上段のトレイに供給されるプロセス水と
の向流状態で生じる。ＮＯ2 とＨＮＯ3 との間の平衡に相応して酸濃度はＮＯ2 濃度が減少するので塔の頂部に向かって減少する。発生する反応熱および一部の
顕熱は、シーブトレイの上に存在する冷却用ラセン状物中を循環される冷却水に
よって消散される。酸濃度次第で酸は吸収塔１３の（底部から数えて）第一、第
二または第三シーブトレイから引き出される。
【００５２】 引き出された粗酸は、ポールリングが充填されたＨＮＯ3 ガス抜き塔１４に供
給され、そしてプロセス空気２５（第二空気）と向流状態で、物理的に溶解され
た酸化窒素から開放される。
【００５３】 ＨＮＯ3 ガス抜き塔１４を離れる硝酸の一部は生成物品質の硝酸であり、他の
部分は第二空気乾燥器２２において第二空気を洗浄するために使用される。こう
して希釈された硝酸をガス用冷却器９の凝縮液に混入するかまたは吸収塔１３の
シーブトレイに直接的に供給する。蒸気シーブは類似濃度を有している。
【００５４】 テールガスは吸収装置を離れ、次いで２５℃〜約３５０℃に段階的に加熱され
その際に最初にテールガス予備加熱器１９において第二空気と向流状態でそして
次にテールガス加熱器８および１１においてＮＯ−ガスとの向流状態で加熱され
る。その後に、テールガス膨張タービン１５中で膨張される。
【図面の簡単な説明】
【図１】 図１は本発明の一つの実施態様を示すフローシートである。
【図２】 図２は本発明の別の一つの実施態様を示すフローシートである。
【符号の説明】
１・・・ＮＨ3 蒸発器 ２・・・ＮＨ3 ガス予備加熱器 ３・・・ＮＨ3 ガスフィルター ４・・・ＮＨ3 ／空気−混合機 ５・・・エアフィルター ６・・・エアーコンプレッサー ７・・・ＮＨ3 バーナー ８・・・テールガス加熱器 ９・・・ガス冷却器 １０・・・ＮＯコンプレッサー １１・・・テールガス加熱器 １２・・・ガス冷却器 １３・・・吸収塔 １４・・・ＨＮＯ3 ガス抜き塔 １５・・・テールガス膨張タービン １６・・・蒸気ドラム １７・・・蒸気凝縮タービン １８・・・コンデンサー １９・・・テールガス予備加熱器 ２０・・・空気乾燥器 ２１・・・ＮＯx 反応器 ２２・・・第二空気乾燥器 ２３・・・プロセス空気 ２４・・・プロセス空気（第一空気） ２５・・・プロセス空気（第二空気）
───────────────────────────────────────────────────── フロントページの続き (81)指定国 ＥＰ(ＡＴ，ＢＥ，ＣＨ，ＣＹ， ＤＥ，ＤＫ，ＥＳ，ＦＩ，ＦＲ，ＧＢ，ＧＲ，ＩＥ，Ｉ Ｔ，ＬＵ，ＭＣ，ＮＬ，ＰＴ，ＳＥ，ＴＲ)，ＯＡ(ＢＦ ，ＢＪ，ＣＦ，ＣＧ，ＣＩ，ＣＭ，ＧＡ，ＧＮ，ＧＷ， ＭＬ，ＭＲ，ＮＥ，ＳＮ，ＴＤ，ＴＧ)，ＡＰ(ＧＨ，Ｇ Ｍ，ＫＥ，ＬＳ，ＭＷ，ＭＺ，ＳＤ，ＳＬ，ＳＺ，ＴＺ ，ＵＧ，ＺＷ)，ＥＡ(ＡＭ，ＡＺ，ＢＹ，ＫＧ，ＫＺ， ＭＤ，ＲＵ，ＴＪ，ＴＭ)，ＡＥ，ＡＧ，ＡＬ，ＡＭ， ＡＴ，ＡＵ，ＡＺ，ＢＡ，ＢＢ，ＢＧ，ＢＲ，ＢＹ，Ｂ Ｚ，ＣＡ，ＣＨ，ＣＮ，ＣＲ，ＣＵ，ＣＺ，ＤＥ，ＤＫ ，ＤＭ，ＤＺ，ＥＥ，ＥＳ，ＦＩ，ＧＢ，ＧＤ，ＧＥ， ＧＨ，ＧＭ，ＨＲ，ＨＵ，ＩＤ，ＩＬ，ＩＮ，ＩＳ，Ｊ Ｐ，ＫＥ，ＫＧ，ＫＰ，ＫＲ，ＫＺ，ＬＣ，ＬＫ，ＬＲ ，ＬＳ，ＬＴ，ＬＵ，ＬＶ，ＭＡ，ＭＤ，ＭＧ，ＭＫ， ＭＮ，ＭＷ，ＭＸ，ＭＺ，ＮＯ，ＮＺ，ＰＬ，ＰＴ，Ｒ Ｏ，ＲＵ，ＳＤ，ＳＥ，ＳＧ，ＳＩ，ＳＫ，ＳＬ，ＴＪ ，ＴＭ，ＴＲ，ＴＴ，ＴＺ，ＵＡ，ＵＧ，ＵＳ，ＵＺ， ＶＮ，ＹＵ，ＺＡ，ＺＷ

Claims (7)

    【特許請求の範囲】
  1. 【請求項１】 アンモニア供給原料を圧縮されたプロセス空気によって燃焼
    させそして燃焼の間に生じる亜硝酸を水で少なくとも部分的に吸収することによ
    って硝酸を生成する、単一圧法または二重圧法により６７〜７６重量％の濃度範
    囲の硝酸を製造する方法において、系の外部から入れられるプロセス空気（２３
    ）の水蒸気含有量を乾燥によって減少させることを特徴とする、上記方法。
  2. 【請求項２】 アンモニア供給原料の燃焼のために供給されるプロセス空気
    （２４）を乾燥する、請求項１に記載の方法。
  3. 【請求項３】 溶解したＮＯ2 およびＮＯを除くために、生成した硝酸の回
    収のために使用されるプロセス空気（２５）を乾燥する、請求項１に記載の方法
    。
  4. 【請求項４】 溶解したＮＯ2 およびＮＯを除くために、生成した硝酸の回
    収のために使用されるプロセス空気（２５）を硝酸で洗浄することで再び乾燥す
    る、請求項３に記載の方法。
  5. 【請求項５】 乾燥領域で分離された水をプロセス水として使用する、請求
    項１〜４のいずれか一つに記載の方法。
  6. 【請求項６】 プロセス空気（２３，２４，２５）を１℃〜２０℃の温度の
    冷たい水で熱交換することによって乾燥する、請求項１〜４のいずれか一つに記
    載の方法。
  7. 【請求項７】 プロセス空気（２３，２４，２５）を−２５℃〜５℃の温度
    の冷却液と熱交換することによって乾燥する、請求項１〜４のいずれか一つに記
    載の方法。
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