ES2209048T3 - Procedimiento para la produccion de tiosulfato de amonio. - Google Patents
Procedimiento para la produccion de tiosulfato de amonio.Info
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Abstract
LA PRESENTE INVENCION SE REFIERE A UN PROCESO PARA LA PRODUCCION CONTINUA DE TIOSULFATO DE AMONIO A PARTIR DE H 2 S, SO 2 Y NH 3 QUE COMPRENDE: (A) UNA PRIMERA ETAPA DE ABSORCION EN LA CUAL SE PRODUCE UNA SOLUCION DE BISULFITO AMONICO PONIENDO EN CONTACTO UNA PRIMERA CORRIENTE GASEOSA QUE CONTIENE SO 2 CON NH 3 Y UNA SOLUCION ACUOSA QUE COMPRE NDE BISULFITO AMONICO, EN UNO O MAS ABSORBEDORES CONECTADOS EN SERIE, Y EXTRAYENDO UN GAS DE PURGA DE UNO DE DICHOS ABSORBEDORES, (B) SE PASA LA SOLUCION PRODUCIDA EN DICHA PRIMERA ETAPA DE ABSORCION A UNA SEGUNDA ETAPA DE ABSORCION EN LA CUAL UNA SEGUNDA CORRIENTE GASEOSA COMPUESTA POR H 2 S SE PONE EN CO NTACTO CON NH 3 Y CON UNA SOLUCION ACUOSA DE TIOSULFATO DE AMONIO DE TAL MODO QUE SE PRODUCE UNA SOLUCION RICA EN TIOSULFATO DE AMONIO.
Description
Procedimiento para la producción de tiosulfato de
amonio.
La presente invención se refiere a un
procedimiento para la producción en continuo de tiosulfato de
amonio según la reivindicación 1.
Se conoce la producción de soluciones acuosas de
tiosulfato de amonio (ATS) haciendo reaccionar una solución de
sulfitos de amonio con azufre en forma sólida o líquida, o con
sulfuros o polisulfuros normalmente en solución acuosa, tal como se
describe en Kirk-Othmer Encyclopedia of Chemical
Technology, 4ª edición, 1997, vol. 24, página 62 y en las patentes
de los EE.UU. números 2.412.607; 3.473.891; 3.524.724 y
4.478.807.
También se conoce de la patente de los EE.UU.
número 3.431.070 producir ATS en un proceso en continuo a partir de
corrientes de alimentación gaseosa que comprenden H_{2}S,
NH_{3} y SO_{2}. Mediante el procedimiento de esta patente, se
produce ATS y azufre a partir de una primera corriente de
alimentación gaseosa que comprende H_{2}S y NH_{3} y una
segunda corriente de alimentación gaseosa que comprende SO_{2} en
un proceso que comprende tres etapas de absorción. En un primer
absorbedor, NH_{3} y H_{2}S en la primera corriente de
alimentación gaseosa se separan en una corriente de gas de escape
de H_{2}S y una solución de ATS rica en NH_{3}. La mayor parte
de la solución se hace pasar hasta un segundo absorbedor, en el que
se pone en contacto con la corriente de alimentación gaseosa rica
en SO_{2} bajo la formación de gas de escape que se deja salir y
una solución rica en ATS y sulfitos de amonio, que en un tercer
absorbedor se pone en contacto con el gas de escape de H_{2}S
procedente del primer absorbedor y, opcionalmente, con H_{2}S
adicional. Tras la eliminación de azufre que se está formando en el
tercer absorbedor, la mayor parte de la solución de ATS formada en
el tercer absorbedor se recicla al primer absorbedor, mientras que
la menor parte se mezcla con una fracción de la solución de ATS rica
en NH_{3} formada en el primer absorbedor que forma la solución
producto de ATS.
La principal desventaja de este procedimiento es
que el gas de escape procedente del tercer absorbedor contiene
elevadas concentraciones de H_{2}S que se emiten a partir del
procedimiento.
El objeto general de esta invención es establecer
un procedimiento mejorado para la producción de tiosulfato de amonio
sin la desventaja del procedimiento conocido.
De acuerdo con esto, la invención prevé un
procedimiento según la reivindicación 1.
La invención se describe con más detalle en la
siguiente descripción, haciendo referencia a las realizaciones
específicas de la invención para la producción de soluciones
concentradas de tiosulfato de amonio (ATS) a partir de los gases de
escape con H_{2}S, NH_{3} y SO_{2}, compuestos de S
combustibles, hidrocarburos, CO_{2} y H_{2}O. Mediante una etapa
de absorción de SO_{2} en uno o dos absorbedores conectados en
serie, se absorbe SO_{2} en amoniaco, dando como resultado una
solución concentrada de hidrógeno-sulfito de amonio
(AHS).
Posteriormente, la solución de AHS se hace
reaccionar con H_{2}S y NH_{3} en un absorbedor de H_{2}S para
dar una solución concentrada de ATS estabilizada con cantidades
inferiores de sulfito de amonio. Los compuestos combustibles en las
corrientes gaseosas del proceso, que se están haciendo pasar al
absorbedor de SO_{2}, se oxidan a SO_{2}, H_{2}O y CO_{2}
con cantidades equivalentes de aire oxigenado aguas arriba del
absorbedor de SO_{2}. El gas de escape del absorbedor de H_{2}S
puede contener cantidades considerables de H_{2}S y se hace pasar
a un incinerador.
El procedimiento anterior tiene las ventajas
siguientes en comparación con los procedimientos conocidos para la
producción continua de una corriente altamente concentrada de ATS:
Sólo han de emplearse dos etapas de absorción y no requiere ni
produce ningún sólido o líquido con azufre, sulfitos o polisulfuros.
El procedimiento puede emplear una amplia variedad de composiciones
de alimentación gaseosa. Hasta el 99,99% del azufre en los gases de
alimentación se recuperan en la solución producto de ATS con una
concentración de hasta el 65% de ATS y el 0,1-1% de
sulfitos. No se emite H_{2}S a partir del procedimiento. La única
emisión del proceso es de 100-200 ppm de SO_{2} y
algunas ppm de NH_{3} en el gas de escape de la etapa de absorción
de SO_{2}, cuando se realiza la etapa de absorción de SO_{2} en
dos torres de absorción en serie.
En el proceso mostrado en la figura 1 de los
dibujos, las soluciones acuosas de tiosulfato de amonio (ATS) se
producen a partir de corrientes de alimentación gaseosa que
comprenden H_{2}S y mezclas de H_{2}S y NH_{3}. Tales
corrientes de alimentación se producen normalmente como corrientes
de gas de escape a partir de la desulfurización de hidrocarburos, la
gasificación de combustibles y la coquización. Las corrientes de
alimentación adecuadas para el proceso pueden contener además
SO_{2}, CO_{2}, azufre, COS, N_{2}, H_{2}O y componentes
combustibles tales como hidrocarburos.
El único material que ha de añadirse al proceso
es NH_{3}.
El proceso se lleva a cabo en un absorbedor 8 de
SO_{2} para la producción hidrógeno-sulfito de
amonio (AHS), un absorbedor 25 de H_{2}S para la producción de ATS
y un incinerador 5 aguas arriba del absorbedor de SO_{2}. En el
absorbedor de SO_{2}, el SO_{2} en el gas de entrada en la
tubería 7 se lava con NH_{3} produciendo una solución acuosa de
hidrógeno-sulfito de amonio (AHS) que se hace
reaccionar con H_{2}S y NH_{3} en el absorbedor 25 de H_{2}S
hasta obtener una solución acuosa de tiosulfato de amonio. El gas de
escape procedente del segundo absorbedor normalmente contiene al
menos un 10% de H_{2}S y se hace pasar a través de la tubería 26
hasta el incinerador 5, en el que se incinera junto con la corriente
de alimentación en la tubería 1.
Se prefieren las corrientes gaseosas con
cantidades muy bajas de NH_{3} o libres de él, para la
incorporación en la corriente de alimentación en la tubería 1
(corriente 1 de alimentación). Se prefieren las corrientes gaseosas
ricas en H_{2}S y NH_{3} y libres de SO_{2} para la
incorporación en la tubería 23 (corriente 2 de alimentación) que se
está haciendo pasar al absorbedor de H_{2}S. Los denominados
"Sour Water Stripper Gases" (gases del extractor de aguas
ácidas), que normalmente contienen 30-40% en volumen
de cada uno de los componentes H_{2}S, NH_{3} y H_{2}S, son
particularmente adecuados para su incorporación en la corriente 2 de
alimentación.
En el incinerador 5, todos los combustibles en la
corriente 1 de alimentación en la tubería 1 y en el gas de escape en
la tubería 26 se incineran a 900ºC - 1500ºC en SO_{2}, H_{2}O y
CO_{2}, preferiblemente, con menos del 0,5% de O_{2} en el gas
de salida del incinerador. La temperatura de incineración puede
controlarse según principios conocidos mediante el reciclado del gas
SO_{2} enfriado en la entrada del incinerador. El gas incinerado
se enfría en un intercambiador 6 de calor y se alimenta a través de
la tubería 7 al primer absorbedor, en el que se produce una solución
que comprende hidrógeno-sulfito de amonio (AHS)
mediante el contacto del gas en la tubería 7 con una solución acuosa
de NH_{3} procedente de la tubería 12 hasta la solución circulante
en la tubería 10 en una cantidad requerida para mantener el valor de
pH de la solución de entre 5 y 6, por lo que se forma AHS en la
solución según la reacción:
(1)NH_{3} + SO_{2} + H_{2}O
=
NH_{4}HSO_{3}
Se forman cantidades inferiores de sulfito
diamónico (DAS) en equilibrio con AHS mediante la reacción:
(2)2NH_{3} + SO_{2} + H_{2}O
=
(NH_{4})_{2}SO_{3}
La razón molar DAS:AHS en la solución aumenta
desde aproximadamente 0,01 a pH 5 hasta 0,1 a pH 6.
El valor de pH se controla mediante la adición de
NH_{3}. NH_{3} puede añadirse, alternativamente, en NH_{3} en
forma gaseosa al primer absorbedor a través de la tubería 11.
Entonces se añade el agua de relleno necesaria a través de la
tubería 12.
Mediante el uso de dos absorbedores de SO_{2}
conectados en serie en la etapa de absorción de SO_{2}, tal como
se describe en los ejemplos más adelante, la emisión de SO_{2} y
NH_{3} de la etapa de absorción de SO_{2} se reduce en un factor
10-20, de manera que el 99,9% del azufre en las
corrientes de alimentación se recupera en la corriente del producto
ATS.
La temperatura y el valor del pH de la solución
de sulfito producida en la etapa de absorción de SO_{2} se
seleccionan considerando la solubilidad de AHS y DAS y las presiones
parciales en equilibrio con la solución. El cálculo del equilibrio
de masa de H_{2}O a través del absorbedor de H_{2}S muestra que,
en ausencia de H_{2}O en la corriente gaseosa al absorbedor de
H_{2}S, la concentración de ATS en la solución producto es un 3%
inferior que la concentración de AHS+DAS en la solución que se está
haciendo pasar al absorbedor de H_{2}S (con la condición de que no
se produzca evaporación significativa de H_{2}O a partir del
absorbedor de H_{2}S). Esta diferencia aumenta con el aumento de
la razón H_{2}O:H_{2}S en la entrada del absorbedor de H_{2}S
y alcanza un 6,5% en H_{2}O:H_{2}S = 1 en base molar. Por tanto,
con las composiciones habituales de gas alimentado en el absorbedor
de H_{2}S, puede lograrse un 60% de ATS en la solución producto
con un 64-70% de AHS+DAS en la solución producida en
la etapa de absorción de SO_{2}. A 25ºC, hasta un
70-75% de AHS+DAS puede disolverse en agua a pH 5.
La solubilidad disminuye hasta aproximadamente el
60-65% a pH 6, porque DAS es mucho menos soluble
que AHS, y la razón DAS:AHS aumenta aproximadamente desde 0,01 hasta
0,1 con el aumento del pH desde 5 hasta 6. La solubilidad de AHS y
DAS aumenta con el aumento de la temperatura de la solución.
Dado que la emisión de SO_{2} y NH_{3}
procedente de los absorbedores de SO_{2} aumenta fuertemente con
el aumento de la temperatura, se mantiene la temperatura en los
absorbedores lo más baja posible mediante la solubilidad de las
sales en la solución. Por tanto, normalmente se seleccionan
temperaturas de aproximadamente 25ºC en la etapa de absorción de
SO_{2}. Cuando la etapa de absorción de SO_{2} comprende dos
absorbedores en serie, se prefiere hacer funcionar el segundo
absorbedor de SO_{2}, que funciona con soluciones más diluidas, a
pH de hasta un valor de 6 y temperaturas inferiores a 10ºC o menos,
mientras que el primer absorbedor puede funcionar a pH inferior a un
valor de 5 y temperaturas de hasta 40-50ºC, con el
fin de mantener una concentración muy elevada de sulfitos en la
solución.
La presión parcial de SO_{2} y NH_{3} en el
gas de escape procedente del(de los) absorbedor(es) de
la etapa de absorción de SO_{2} en equilibrio con la solución
circulante, es una función de la temperatura, el pH y la
concentración de sulfito en la solución. Esta función se conoce de
la bibliografía para soluciones diluidas, con considerables
incertidumbres para las soluciones concentradas. La figura 1 muestra
los valores habituales de las concentraciones de la fase gaseosa en
el equilibrio de SO_{2} y NH_{3}, calculadas con los valores
generalmente aceptados para sistemas diluidos a 25ºC de pKa = 1,81
para H_{2}SO_{3}, 7 para HSO_{3} y 9,25 para NH_{4}^{+},
y con constantes de Henry de 0,58 y 0,03 atm/mol/litro para SO_{2}
y NH_{3}, respectivamente.
Las concentraciones en el equilibrio de SO_{2}
y NH_{3} calculadas para 8 casos típicos en condiciones iniciales
de 25ºC y presión atmosférica se muestran en la tabla 1 a
continuación.
| pH de la solución | 5,0 | 5,5 | 6,0 | |||
| Moles de AHS/solución 1 | 0,425 | 8,6 | 0,425 | 8,5 | 0,425 | 8,0 |
| % en peso de (AHS+DAS)/ solución 1 | 4,15 | 66 | 4,2 | 67 | 4,5 | 68 |
| SO_{2} en fase gaseosa/ppm | 160 | 3200 | 50 | 1000 | 16 | 270 |
| NH_{3} en fase gaseosa/ppm | 0,7 | 15 | 25 | 50 | 9 | 140 |
El absorbedor se hace funcionar a elevadas tasas
de recirculación de líquido y la composición del líquido es
aproximadamente la misma en la entrada y en la salida del
absorbedor.
En los absorbedores de SO_{2} industriales
empleados en el procedimiento, pueden calcularse las presiones
parciales de SO_{2} y NH_{3} en la salida de los absorbedores
como las presiones calculadas anteriormente multiplicadas por un
factor de 1,5 para las soluciones diluidas y un factor
3-4 para las soluciones concentradas.
La solución de AHS y DAS producida en la etapa de
absorción de SO_{2} se hace pasar a través de la tubería 21 hasta
el absorbedor 25 de H_{2}S, donde se añade a la solución de
absorción que se está haciendo recircular en la tubería 31 a través
del absorbedor. Se añade NH_{3} gaseoso a través de la tubería 20
hasta el fondo del segundo absorbedor en una cantidad requerida para
mantener el valor de pH de la solución de recirculación en
7-7,5, por lo que ATS se produce en la segunda etapa
de absorción según la ecuación:
(3)2NH_{3} + 4NH_{4}HSO_{3}
+ 2H_{2}S = 3(NH_{4})_{2}S_{2}O_{3} +
3H_{2}O
Pequeñas cantidades de DAS en la solución
reaccionan según la ecuación:
(4)4(NH_{4})_{2}SO_{3} +
2H_{2}S = 3(NH_{4})_{2}SO_{3} + 2NH_{3} +
3H_{2}O
La temperatura en el absorbedor se controla
mediante el intercambiador 33 de calor instalado en la tubería
31.
La solución producida en el absorbedor 25 sale
del absorbedor a través de la tubería 27. Con el fin de obtener una
conversión óptima de AHS+DAS, el valor de pH se mantendrá en el
intervalo 6,7-7,7 (controlado mediante el ajuste de
la velocidad de adición de NH_{3}), mientras que la concentración
de H_{2}S en el gas de escape del segundo absorbedor (controlado
mediante el ajuste de la velocidad de flujo de la corriente 2 de
alimentación rica en H_{2}S) es superior a aproximadamente el 10%
de H_{2}S. El contenido de NH_{3} en el gas de escape es de
aproximadamente el 0,5%. Cuando el valor de pH sobrepasa 8, también
se absorberá CO_{2} y pueden aparecer sulfitos en la solución
producida, mientras que puede aparecer azufre libre en la solución
cuando el pH es inferior a 6,5. La conversión a ATS es independiente
de la temperatura en el intervalo de 20-40ºC. La
solubilidad de ATS aumenta ligeramente con la temperatura, desde el
64% en peso a 20ºC hasta el 67% a 40ºC. Se prefiere una temperatura
de funcionamiento del absorbedor de H_{2}S de aproximadamente 25ºC
cuando se producen soluciones con un 55-60% de ATS y
hasta el 1% de
DAS+AHS.
DAS+AHS.
La cantidad de H_{2}S y NH_{3} que se hacen
pasar por la tubería 26 hasta el incinerador aumenta con el aumento
de las concentraciones en la corriente 2 de alimentación de
componentes tales como CO_{2}, N_{2} e hidrocarburos, que no se
absorben en el absorbedor de H_{2}S. Todo el NH_{3} en el gas
hasta el incinerador se pierde mediante la combustión a N_{2}.
H_{2}S en el gas de escape desde el absorbedor 25 de H_{2}S se
oxida completamente a SO_{2} y se utiliza para la producción de
AHS y DAS en el(los) absorbedor(es) de SO_{2}. La
tasa de formación de ATS en el absorbedor 25 aumenta con la presión
parcial media de H_{2}S en el absorbedor, y el gas de escape del
absorbedor contendrá normalmente al menos el 10% de H_{2}S, con el
fin de obtener una conversión mínima del 98% de los sulfitos en ATS.
Por tanto, es ventajoso hacer funcionar el segundo absorbedor a
presión total elevada.
\newpage
Pueden obtenerse tasas de conversión de hasta el
99,9% de los sulfitos a presión atmosférica en el segundo
absorbedor.
La incineración en el incinerador 5 garantiza que
todos los combustibles en las corrientes de alimentación se quemen
dando lugar a SO_{2}, H_{2}O y CO_{2}. La combustión se lleva
a cabo con un exceso mínimo de oxígeno, con el fin de evitar la
oxidación del sulfito hasta sulfato en el(los)
absorbedor(es) de SO_{2} y para evitar la formación de NOx
durante la combustión del NH_{3}.
La razón de flujo entre la corriente 1 y la
corriente 2 se ajusta de manera que la razón de SO_{2} absorbido
en el absorbedor 8 con respecto al H_{2}S absorbido en 25 es de
aproximadamente 2:1. Esta razón se da mediante la estequiometría de
las reacciones que tienen lugar en los absorbedores de SO_{2} y en
el absorbedor de H_{2}S.
Las trazas de H_{2}S e hidrocarburos en la
solución producto en la tubería 27 pueden eliminarse mediante la
evacuación de la solución y/o mediante la aireación de la solución
con aire de combustión usado para el incinerador.
Cuando la concentración de gases inertes en el
gas de alimentación hasta el absorbedor de H_{2}S/NH_{3} es
inferior a aproximadamente el 20%, puede ser ventajoso reciclar
parte del gas de escape en la tubería 26 hasta la entrada del
absorbedor 25, o usar como absorbedor un contactor de tanque, en el
que el gas se burbujea a través de la solución, en lugar de una
torre de relleno o una columna de campana de burbujeo.
El ejemplo 1 siguiente da las condiciones
habituales de funcionamiento de una planta con dos absorbedores de
SO_{2} en serie para la producción, según la invención, de ATS a
partir de una corriente de "Sour Water Stripper (SWS) gas" y
gas H_{2}S que, en caso contrario, se habrían usado para la
producción de azufre en el proceso Claus. Es ventajoso en el
proceso que todo el agua que se ha añadido al proceso se añade al
último absorbedor de los absorbedores de SO_{2} (es decir, el
absorbedor a partir del cual se emite el gas de escape del
proceso).
Se utilizan 7,0 kmoles/h (157 Nm_{3}/g) de gas
SWS con un 35% de H_{2}S, un 30% de NH_{3}, un 34% de H_{2}O
y un 1% de hidrocarburos, calculado como C_{3}H_{8}, para la
producción de hasta 1200 kg/h de ATS en solución acuosa con un
mínimo de 60% de ATS y aproximadamente un 1% de sulfito. Hasta 33
kmoles/h de gas H_{2}S con un 80% de H_{2}S, un 15% de CO_{2}
y un 5% de H_{2}O están disponibles como gas azufre de relleno
para el proceso.
El proceso se muestra esquemáticamente en la
figura 2 y en la figura 3 y se lleva a cabo en dos absorbedores de
SO_{2} (A11 y A12) conectados en serie con bucles de
recirculación separados, el absorbedor A2 de H_{2}S/NH_{3} y el
incinerador C.
NH_{3} se suministra al proceso en forma de
NH_{3} gaseoso.
Toda el agua de relleno requerida para el proceso
se añade al segundo absorbedor de la etapa de absorción de
SO_{2}. NH_{3} para A12 se disuelve en el agua que se está
añadiendo a A12 y NH_{3} usado en A11 se disuelve en el
dispositivo D de mezclado en la corriente de la solución que se
está haciendo pasar desde A12 hasta A11. NH_{3} usado en el
absorbedor A2 de H_{2}S/NH_{3} se mezcla con el gas de
alimentación para A2 en la entrada de A2.
Se analizan dos casos: El "caso mínimo" en
la figura 3, en el que sólo la cantidad del gas H_{2}S requerida
para ajustarse al contenido de NH_{3} en los 7 kmoles/h de gas
SWS se toma en el proceso, y el "caso máximo" en la figura 2,
en la que todo el gas H_{2}S disponible se usa en el proceso para
la producción de ATS. No se añade NH_{3} a A2 en el caso
"mínimo".
En ambos casos, aproximadamente el 99,9% del
contenido de azufre en las corrientes de alimentación se recupera en
la corriente producto con un 60% de ATS y aproximadamente un 0,6%
de sulfito. Todos los datos operativos relevantes se ofrecen en la
figura 2 y en la figura 3 para cada uno de los dos casos.
Claims (6)
1. Procedimiento para la producción en continuo
de tiosulfato de amonio a partir de H_{2}S, SO_{2} y NH_{3}
mediante
- (a)
- poner en contacto, en una primera etapa de absorción, una primera corriente gaseosa que comprende SO_{2} con NH_{3} y una solución acuosa circulante que comprende hidrógeno-sulfito de amonio en un flujo a contracorriente con la corriente gaseosa en uno o más absorbedores conectados en serie y la extracción de un gas de escape y una solución acuosa de hidrógeno-sulfito de amonio que tienen una concentración más elevada de hidrógeno-sulfito de amonio que en la solución acuosa circulante de uno de los absorbedores;
- (b)
- hacer pasar la solución de hidrógeno-sulfito de amonio extraída de uno de los absorbedores en la etapa (a) a una segunda etapa de absorción en la que una segunda corriente gaseosa que comprende H_{2}S se pone en contacto con NH_{3} y una solución acuosa circulante de tiosulfato de amonio en el flujo a contracorriente con la segunda corriente gaseosa; y
- (c)
- extraer a partir de la etapa (b) una solución producto que es rica en tiosulfato de amonio, caracterizado porque la primera corriente gaseosa que comprende SO_{2} se produce mediante incineración de una corriente de alimentación gaseosa que comprende H_{2}S y una corriente gas de escape a partir de la segunda etapa de absorción.
2. Procedimiento según la reivindicación 1,
caracterizado porque el valor de pH de la solución acuosa
que se extrae de la primera etapa de absorción se controla entre
4,5 y 6,5 y en la solución producto que se extrae de la segunda
etapa de absorción se controla entre 6,0 y 8,5.
3. Procedimiento según la reivindicación 1,
caracterizado porque la temperatura de las soluciones
acuosas en cada etapa de absorción se mantiene entre 0ºC y 60ºC.
4. Procedimiento según la reivindicación 1,
caracterizado porque se añade agua a uno o más absorbedores
en la primera etapa de absorción.
5. Procedimiento según la reivindicación 1,
caracterizado porque se introduce una cantidad de NH_{3}
en forma gaseosa en la primera etapa de absorción y se mezcla con
el agua que se ha añadido a uno o más absorbedores y/o se mezcla con
la solución acuosa circulante que comprende
hidrógeno-sulfito de amonio que se hace pasar entre
los absorbedores conectados en serie en la primera etapa de
absorción.
6. Procedimiento según la reivindicación 1,
caracterizado porque la cantidad de NH_{3} que se ha
introducido en la segunda etapa de absorción se mezcla con la
segunda corriente gaseosa en la entrada del absorbedor.
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