Sector Técnico

La tecnología está orientada al área minera, más particularmente, corresponde a un proceso para producir cobre metálico desde concentrados de cobre sin generación de residuos.

Técnica Anterior

Durante más de 100 años la tecnología de producción de cobre blister ha permanecido virtualmente estancada, y si bien, ha permitido producir cobre blister a precio competitivo hasta hace 1 o 2 décadas, sus intrínsecas limitaciones debido a las inevitables fugas de gases con dióxido de azufre (SO2) y formación de gran cantidad de escorias, hacen necesario alternativas radicalmente diferentes no sólo en términos de costos de capital y operación de las plantas, sino en su potencial grado de automatización, cero emisiones de gases al ambiente, generación de escorias y recuperación de otros metales contenidos en los concentrados de cobre, es decir, un proceso “cero residuos” para el siglo XXI.

Aún cuando han surgido algunas tecnologías más avanzadas de fusión/conversión como la Outokumpu-Kennecott, Mitsubishi y Ausmelt, todas ellas generan entre 0,8 a 1 ,2 toneladas de escoria por tonelada de cobre blister generado, y la captura global de azufre como SO2 aún con la mejor tecnología no supera el 98%. Además de ello, sólo se recupera el cobre y metales nobles desde el concentrado de cobre, desechando otros de valor comercial contenidos en los concentrados como el molibdeno, zinc y hierro.

Chile, que es el mayor productor de cobre del mundo, sólo ha hecho un aporte significativo a la tecnología de fundición del cobre con el Convertidor Teniente (CT), el que ya tiene más de medio siglo, y no se vislumbra ninguna nueva tecnología en desarrollo que supere las limitaciones de las actuales.

Las emisiones fugitivas de gases conteniendo SO2 al ambiente, así como la generación de escoria en todos los procesos de fundición de concentrados de cobre son dos problemas generalizados. Las escorias contienen entre 2 a 10% de cobre y deben ser reprocesadas, y aún así, terminan con 0,5 - 0,8% de cobre y otros metales de valor comercial que representan un pasivo ambiental de gran magnitud. En Chile se estima que hay sobre 50 millones de toneladas de escorias en los botaderos, y que además contienen sobre 2 millones de toneladas de cobre, ya irrecuperables.

Por otra parte, la nueva legislación ambiental chilena de captura del 95% del SO2 (D.S. N°28/2013, del MMA, publicado el 12 de diciembre de 2013) que entró en vigencia en 2019 y futura de 98% puede hacer que varias de las fundiciones chilenas sean inviables técnica y económicamente, lo cual retrotraería a Chile a un país sólo productor de concentrados, lo cual predice un complejo futuro para las siete fundiciones de cobre chilenas.

No existe un proceso combinado a la fecha, siendo la única tecnología desarrollada por la empresa AMAX Inc. de Estados Unidos ⁽¹⁾ en la que concentrados de cobre se tuestan (oxidan) con aire a 880 ^Q C hasta bajo 1% de azufre y luego la calcina se peletiza con carbón o coke para reducirla y fundir a 1200 - 1300 ^Q C en un horno tipo solera abierta, cubilote o rotativo. Como se observa, en esta patente se debe fundir la calcina para reducirla, formando una gran cantidad de escoria con 6 a 12% de cobre, ya que nada del hierro se elimina previamente. El proceso se probó a escala de demostración y no se aplicó industrialmente, posiblemente debido a esta limitación.

La tostación reductora de hematita (Fe2C>3) a magnetita (Fe3C>4) se emplea comercialmente desde hace varias décadas ⁽²⁾⁽³⁾ para minerales de hierro que contienen hematita de baja ley que no pueden ser concentrados, de manera que al transformar la hematita en magnetita se puede concentrar fácilmente en forma magnética, de tal forma que es una tecnología establecida para minerales de hierro hematíticos.

En base a estos antecedentes, es que aún persiste la necesidad de desarrollar nuevas tecnologías que permitan producir cobre metálico desde concentrados de cobre que sean eficientes y amigables con el medio ambiente.

Breve descripción de las figuras

Figura 1 : Esquema del proceso para producir cobre metálico desde concentrados de cobre.

Figura 2: Gráfica de energías libres estándar de reacción de compuestos minerales.

Figura 3: Diagrama de estabilidad de fases cuaternario Cu-Fe-S-0 a 800 ^Q C (Cu/Fe = 2/1).

Figura 4: Diagrama de las energías libres estándar de reacción de reducción con monóxido de carbono y con hidrógeno.

Figura 5: Diagrama de estabilidad de fases cuaternario Cu-Fe-C-0 a 700 ^Q C. Figura 6: Diagrama de procesos de una alternativa tecnológica con un reactor de lecho fluidizado.

Figura 7: Diagrama de estabilidad de fases Cu-Fe-Fl2-02 a 700 ^Q C.

< ¹ > Ή.R. Rajcevic, W.R. Opie and D.C. Cusanelli,” Production of blister Copper from calcined Copper-iron concentrates" , U.S. Pat. 4,072,507, (Feb. 7, 1978).

< ² > Wade H.H. and Schulz, N.F., “Magnetic roasting of iron ones", Min. Engr., N ^s 11 , pág. 1161 - 1165, (1960).

⁽³⁾ G. Uwadiale, “ Magnetizing roasting of iron ores", Min. Processes and Extr. Metallurgy Review, Vol. 11 , N ^s s 1 y 2, pág. 68-70, (1992). Figura 8: Diagrama de procesos de una alternativa tecnológica empleando hidrógeno.

Divulgación de la Invención

La presente tecnología corresponde a un proceso para producir cobre metálico desde concentrados de cobre sin generación de residuos. A diferencia de los procesos convencionales de fundición, en esta invención no se alcanza la temperatura de fusión de los materiales, ya que se opera a temperatura a la cual las reacciones ocurren entre sólidos y gases, y no entre materiales fundidos.

El proceso comprende dos etapas principales y otras secundarias. En la primera etapa principal, el concentrado de cobre se oxida (tuesta) con aire en un sistema cerrado al ambiente que remueve virtualmente la totalidad del azufre como SO2 para la producción de ácido sulfúrico, dejando una calcina oxidada virtualmente exenta de azufre donde el cobre, hierro y otros metales se transforman a sus óxidos más estables respectivos.

En la segunda etapa principal, la calcina oxidada es reducida a cobre metálico y magnetita en un segundo reactor a 500 - 950 ^Q C empleando carbón, monóxido de carbono o hidrógeno como reductores, para finalmente separar el cobre del hierro en forma magnética y luego el estéril (sílice, fundamentalmente), para así obtener un producto final de cobre metálico y metales nobles para ser fundido y refinado electrolíticamente en forma convencional, recuperando además el hierro como concentrado de magnetita, sílice, zinc y molibdeno (si los hubieran en el concentrado inicial), todos como productos comerciales.

De esta forma, y a diferencia de los procesos convencionales de fundición actualmente en uso, no se generan escorias, ni gases fugitivos con SO2, por lo que se recuperan todos los metales contenidos en el concentrado de cobre alimentado.

Para una mejor comprensión de esta invención, a continuación, se hará una detallada descripción del proceso, haciendo referencia a las Figuras 1 - 8.

En la Figura 1 , un concentrado de cobre 1 seco o húmedo con hasta 12% de humedad se alimenta mediante un sistema convencional 2 a un reactor de tostación de lecho fluidizado 3 convencional, el cual opera entre 650 a 900 ^Q C, preferentemente, entre 700 a 850 ^Q C empleando aire 4 o aire enriquecido con oxígeno para que ocurran las reacciones siguientes en el lecho fluidizado 5 para un concentrado de cobre típico que contenga calcopirita (CuFeS2), covelita (CuS), calcocita (CU2S) y pirita (FeS2):

CuFeS2(s) + 3,2502(g = CuO(s) + 0,5Fe2O3(s) + 2S02(g) (1 )

CuS(s) + 1 , 502(g) = CuO(s) + S02(s) (2)

CU2S(s) + 202(g) = 2CuO(s) + S02(g) (3) FeS2(s) + 2, 7502(g) = 0,5Fe2O3(s) + 2SÜ2(g) (4) CuO(s) + Fe203(s) = CuO Fe203(s) (5)

La extensión en que ocurre la reacción (5) de formación de ferrita cúprica (CuO-Fe2C>3) es variable y depende de la temperatura y tiempo de reacción. A 800 ^Q C, cerca del 15% del cobre contenido en el concentrado forma ferrita cúprica.

El tiempo de reacción en el reactor 3 varía entre 2 a 12 h, preferentemente, entre 4 a 8 h, empleando aire o aire enriquecido con oxígeno entre 21 a 100% en volumen de oxígeno y un exceso de aire (oxígeno) empleado respecto del estequiométrico requerido por las reacciones (1) a (4), el cual varía de 0,001 a 200%, preferentemente, entre 50 y 100% de exceso.

Todas estas reacciones son espontáneas con valores negativos (por convención) de sus energías libres estándar de reacción como se observa en la Figura 2, en donde están trazados los valores de las energías libres estándar de reacción con oxígeno de compuestos minerales generalmente presentes en concentrados de cobre en función de la temperatura de reacción.

En la Figura 3 se encuentra trazado el diagrama de estabilidad de fases cuaternario Cu-Fe-S-0 a 800 ^Q C en condiciones de equilibrio químico en función de las presiones parciales del oxígeno (aire) y dióxido de azufre (SO2) para las reacciones que ocurren en el lecho fluidizado 5, donde se puede observar el área de estabilidad de los compuestos de cobre y hierro formados en la calcina en las condiciones de operación de un reactor industrial.

Si el concentrado contiene zinc, por ejemplo, como esfalerita (ZnS), éste se oxida a ZnO de acuerdo a la reacción:

ZnS(s) + 1 , 502(g) = ZnO(s) + S02(g) (6)

Si el concentrado contiene molibdeno como molibdenita (M0S2), éste se oxida a trióxido (M0O3) el cual es volátil sobre los 650 ^Q C y luego condensa con los polvos del precipitador electrostático, desde donde se puede recuperar lixiviando los polvos en forma convencional, por ejemplo, con una solución de hidróxido de amonio para precipitar luego el molibdato de amonio, siendo éste un producto comercial.

La reacción de oxidación que ocurre en el reactor de tostación es la siguiente:

MOS2(S) + 3, 502(g) = Mo03(g) + 2SÜ2(g) (7)

Todas estas reacciones son exotérmicas, es decir, generan calor de manera que el reactor 3 no requiere calor adicional, más aún, sus gases calientes 6 pasan a una caldera convencional 7 para recuperar parte del calor como vapor de alta presión para uso industrial.

El azufre contenido en el concentrado de cobre 1 alimentado al reactor 3, y donde sobre el 99% de éste es oxidado a dióxido de azufre (SO2), sale del reactor con los gases 6, los que luego de enfriarse a 400 - 450 ^Q C en la caldera 7 se limpian en ciclones convencionales 9, para luego nuevamente enfriarse a 300 - 320 ^Q C en una cámara evaporativa convencional 10 empleando agua pulverizada 11. Los gases de salida 12 terminan de limpiarse en un precipitador electrostático convencional 19. El polvo 8 del precipitador electrostático puede retornarse al reactor 3 y los gases limpios 21 se lavan en un lavador de gases convencional 22.

Si el concentrado inicial de cobre 1 contiene arsénico, éste se puede precipitar desde el efluente 23 del lavador de gases 22 en forma convencional, por ejemplo, como arsenato férrico (escoradita). Los gases limpios 24 van finalmente a una planta de ácido convencional 25 para producir ácido sulfúrico 26 para la venta.

La calcina oxidada conteniendo esencialmente óxido cúprico (CuO), hematita (Fe2Ü3), ferrita cúprica (CuO-Fe2C>3), óxido de zinc (ZnO), sílice (S1O2) y otros estériles como silicatos, descarga caliente 14 del reactor de tostación 3 y junto con los polvos 13 generados en la caldera 7 y en los ciclones 9, se juntan 15 para alimentar 17 el reactor de reducción de calcinas 18, agregando un agente de reducción 16 tal como carbón, carbón coque o monóxido de carbono (CO) en cantidad entre 0,001 a 200% de exceso del estequiométrico requerido para efectuar las reacciones (8) a (11), preferentemente, entre 0,001 a 100% de exceso. Donde el gas de monóxido de carbono (CO) se genera externamente en un carburador convencional y removiendo el azufre, si lo hubiera, en forma convencional en un desulfurador con caliza, (CaC03). Opcionalmente, se puede efectuar empleando gas conteniendo hidrógeno entre 10 a 20% de volumen, a temperatura entre 600 a 950 ^Q C, preferentemente, entre 700 a 800 ^Q C.

El reactor de reducción 18 puede ser uno convencional tal como un horno rotativo, en el cual la carga 28 de calcinas y reductor generan monóxido de carbono (CO) para reducir los óxidos de cobre, hierro y zinc (si lo hubiera) de acuerdo a las reacciones siguientes:

En la Figura 4 se muestra el diagrama de las energías libres estándar de las reacciones de reducción con monóxido de carbono (CO) en función de la temperatura para las reacciones (8) a (11). Se observa que todas las reacciones tienen un valor negativo de la energía libre estándar de reacción (espontáneas) entre 300 - 1300 ^Q C, sin embargo, la reducción del óxido de zinc (ZnO) a zinc metálico gaseoso con monóxido de carbono (CO) requiere de una temperatura superior a 1000 ^Q C. En la Figura 5 se encuentra trazado el diagrama de estabilidad de fases cuaternario Cu-Fe-C-0 a 700 ^Q C en función de la presión parcial del reductor (CO) y la presión parcial del oxígeno en la fase gas, indicando el área de operación de un reactor industrial de reducción en que son estables el cobre metálico (Cu) y el óxido ferroso-férrico (magnetita) de hierro (Fe3C>4).

Todas las reacciones de reducción (8) a (11 ) son exotérmicas, de manera que el reactor de reducción 18 no requiere calor adicional para operar. La temperatura de operación de este reactor varía entre 500 a 950 ^Q C, preferentemente, entre 700 a 800 ^Q C con un tiempo de reacción entre 2 a 6 h. Si es necesario, combustible convencional como gas natural o petróleo 27 se pueden agregar al reactor de reducción 18.

Los gases 30 de salida del reactor de reducción 18 se limpian en uno o más ciclones convencionales 31. La calcina reducida en el reactor 18 descarga 29 junto con polvos 32 separados en ciclones convencionales 31 y la mezcla 33 de calcinas 29 y polvos 32 descarga directamente en un estanque con agua agitado convencional 34 que opera con una temperatura del líquido entre 20 a 60 ^Q C, donde el violento choque térmico de la calcina caliente y agua fría produce la fracturación y liberación de cualquier partícula de cobre metálico atrapada en la magnetita (generados por la reducción de la ferrita cúprica, según la reacción (9)). El vapor generado se remueve continuamente 36 del estanque agitado, el cual mantiene la temperatura del agua en el rango deseado mediante un intercambiador de calor convencional 78. Si se requiere, la pulpa resultante 37 puede molerse en húmedo en un molino convencional de barras o bolas 69 para completar la liberación del cobre metálico de la magnetita.

Si el concentrado de cobre contiene zinc, para reducir el óxido de zinc a zinc metálico gaseoso se requiere operar el reactor de reducción con una zona a temperatura sobre 1000 ^Q C para producir la reacción de reducción (1 1 ). En tal caso, el zinc gaseoso contenido en el gas 71 generado en el reactor de reducción 18 de acuerdo a la reacción (1 1 ) se re-oxida con aire frío 73 en un mezclador de gases convencional tal como un Venturi 72, donde el zinc gaseoso se oxida según la reacción:

Los gases 79 conteniendo óxido de zinc fino se limpian en un equipo convencional 74 tal como un filtro de mangas para recuperar el óxido de zinc para la venta 75. Los gases limpios 76 se pueden ventear a la atmósfera.

La pulpa de calcina y agua generada 38 en el estanque agitado 34 o generada en el del molino 69 se lleva 70 a un sistema de separación magnética en tambores húmedos convencionales 39 de una o más etapas y con una densidad de campo entre 18,000 a 20,000 Gauss en la que la magnetita (Fe3Ü4), que es fuertemente ferromagnética, se separa del resto no magnético formado por partículas de cobre metálico, sílice y otros materiales inertes como silicatos y los metales nobles que pudieran acompañar al concentrado de cobre. De esta forma, se obtiene un concentrado de alta ley de magnetita 40 el cual se lleva a una etapa de espesamiento convencional 41. El bajo flujo del espesador 80 se lleva a una etapa de filtrado convencional 42 y el queque final de concentrado de magnetita 43 va a venta. Tanto el agua clara 44 del espesador 41 como el filtrado 45 del filtro 42 se recirculan 35 al estanque agitado 34.

La fracción no magnética 46 que contiene el cobre y otros materiales no magnéticos se lleva a una etapa de flotación 47, en donde se flota la sílice y otros inertes como silicatos presentes en forma convencional, por ejemplo, a pH entre 10 a 10,5 empleando colectores y espumantes convencionales, tal como acetato de dodecilamonio y nitrato de potasio (KNO3) y con un tiempo de flotación de 5 a 8 minutos para generar una pulpa 48, la cual se espesa en un espesador convencional 49. El bajo flujo 50 de éste se lleva a una etapa convencional de filtrado 51 para generar un concentrado de sílice y otros estériles 52 para la venta, por ejemplo, como fundente de cobre.

La cola (pulpa) final 55 generada en la etapa de flotación 47 contiene virtualmente la totalidad del cobre y metales nobles como partículas finas metálicas, las cuales se espesan en un espesador convencional 56, y el bajo flujo 57 se lleva a una etapa de filtrado convencional 58. El queque de cobre metálico se lava con agua fresca 77 en el filtro, y el queque final de cobre y metales nobles 59 se lleva a acopio 60 desde donde se carga 61 a un horno de fusión convencional 62 tal como un horno de inducción eléctrico, para tener así cobre metálico 63 equivalente al cobre blister junto con los metales nobles disueltos en él, para su posterior refinación electrolítica convencional.

Tanto el agua clara 67 y 54 de los espesadores 49 y 56 como los filtrados 53 y 68 de los filtros 51 y 58 se recirculan al proceso 35, al estanque 34.

Cualquier escoria que pueda formarse 64 en la etapa de fusión 62 se enfría y muele en un equipo de molienda convencional 65 y se recircula 66 al reactor de tostación 3 para recuperar el cobre contenido en éste. Si no se ha reducido el zinc, éste estará contenido en esta escoria 64 como óxido (ZnO) el cual puede recuperarse lixiviando la escoria en forma convencional, por ejemplo, con una solución diluida de ácido sulfúrico para luego electrodepositar el zinc de ella.

La etapa de reducción de las calcinas oxidadas 15 generadas en el reactor 3 también puede ser efectuada en un reactor de lecho fluidizado con gas conteniendo monóxido de carbono (CO) generado externamente en un carburador. En la Figura 6 se encuentra el diagrama esquemático de esta alternativa tecnológica.

En esta alternativa tecnológica, la calcina oxidada 80 proveniente del reactor de tostación se alimenta a un reactor de lecho fluidizado 81 convencional, en el cual en el lecho de reacción 82 ocurren las reacciones antes descritas N ^Q s (8) a (11 ). Los gases de reacción y el sólido arrastrado 83 pasan a una caldera recuperadora de calor convencional 84 para bajar la temperatura del gas a 350 - 400 ^Q C y recuperar calor como vapor de procesos. El sólido recolectado va a proceso 110. Los gases 85 luego se limpian en uno o más ciclones calientes 86 donde se separa la mayor parte del sólido arrastrado por los gases y éste se junta con el sólido separado en la caldera 84 para llevarlo a proceso 110 junto con la calcina 111 que descarga del reactor 81. La mezcla 112 de calcina caliente 111 y polvos 110 descarga en un estanque agitado con agua, igual que el estanque 34 descrito en la Figura 1. El resto del proceso de la calcina es igual al anteriormente descrito.

Los gases calientes 87, sobre 300 ^Q C, se enfrían con aire frío 88 en un mezclador de gas convencional 89 tal como en Venturi para oxidar y condensar el óxido de zinc (ZnO) según la reacción (12). Los gases conteniendo el óxido de zinc se llevan 90 a un filtro de mangas convencional 91 donde se recupera el óxido de zinc (ZnO) 92 para su comercialización.

Los gases de salida 93 del filtro de mangas 91, una parte se descarta 94 a la atmósfera para mantener el balance de oxígeno en el sistema. El resto 95 se comprime con un compresor convencional 96 y se lleva a un equipo de carburación o carburador convencional 98 alimentado con carbón coque metalúrgico 102, el cual se alimenta en la parte superior 101 del carburador 98, que opera a 700 - 800 ^Q C para generar la reacción de formación de CO (reacción de Bouduard) según:

C _(s) + C0 _2(g) = 2CO _(g) (13)

Esta reacción es endotérmica y requiere calor el cual es suministrado por electrodos de arco 99 u otro medio convencional. El gas conteniendo oxígeno, (O2), nitrógeno (N2) y dióxido de carbono (CO2) entra en la parte inferior 97 del carburador 98 y sale por su parte superior 100 con virtualmente solo monóxido de carbono (CO) y nitrógeno (N2), ya que el oxígeno reacciona con el carbón coque para producir monóxido de carbono (CO) según la reacción:

2C _(S) ⁺ 0 _2(g) = 2CO _(g) (14)

Las cenizas del carbón coque 106 descargan por la parte inferior del reactor de carburación 98.

El gas caliente 103 que sale por la parte superior 100 del carburador 98 se lleva a un reactor de captación de azufre o desulfurador 104 en caso que el carbón coque contenga azufre, el cual contaminaría la calcina 112 generada. El desulfurador se alimenta con caliza (CaC03) 105, la cual por sobre 700 ^Q C reacciona con el azufre gaseoso generado en el carburador 98 según:

2CaC0 _3(s) + S _2(g) = 2CaS _(s) + 2C0 _2(g) + 0 _2(g) (15)

El oxígeno generado oxida el CO del gas a CO2, pero debido a que el azufre presente en el carbón coque 102 siempre no supera el 0,5%, la reacción (15) ocurre en muy limitada extensión. La descarga 107 del desulfurador 104 se puede descartar. El gas limpio con monóxido de carbono (CO) y pequeña cantidad de CO2 y exento de azufre 108 se inyecta en la parte inferior 109 del reactor de reducción de lecho fluidizado 81 para reducir la calcina oxidada de acuerdo a lo explicado anteriormente.

Adicional a esta alternativa, el gas reductor de monóxido de carbono (CO) puede ser reemplazado por hidrógeno (H2). La ventaja del empleo de hidrógeno (H2) como reductor es su generación externa a la planta y que se puede inyectar directamente al reactor mezclándolo con un gas inerte como nitrógeno, ya que puro las reacciones son muy violentas, de manera que puede diluirse a 10 - 20% en volumen. Además de ello, sólo se genera agua como producto de las reacciones de reducción, la cual puede re-utilizarse. Las reacciones que ocurren con hidrógeno son las siguientes:

Como se observa en la Figura 4, la reducción de las calcinas oxidadas de cobre y hierro con hidrógeno es posible en todo el rango de temperatura considerado, sin embargo, la reducción del óxido de zinc requiere de una temperatura por sobre 1200 ^Q C, lo cual está por sobre el punto de fusión de algunas fases presentes, de manera que si el concentrado de cobre contiene zinc, el óxido de zinc formado terminará como tal junto con el cobre metálico, desde donde puede ser recuperado de la escoria al fundir el cobre y metales nobles. El óxido de zinc es fácilmente soluble en ácido sulfúrico diluido, como se indicó anteriormente.

En la Figura 7 se observa el diagrama de estabilidad de fases Cu-Fe-H2-C>2 a 700 ^Q C en función de la presión parcial de hidrógeno (H2) y presión parcial de oxígeno (O2), indicando el área de estabilidad de las fases estables de cobre metálico y magnetita (Fe3C>4).

En la Figura 8 se observa el diagrama de procesos de esta alternativa tecnológica. La calcina oxidada 114 proveniente del reactor de tostación oxidante se alimenta continuamente a un reactor de lecho fluidizado convencional 115, en el que en su lecho 116 ocurren las reacciones de reducción con hidrógeno (H2) N ^Q s (16) a (19) a temperatura entre 400 a 900 ^Q C, preferentemente, entre 600 a 800 ^Q C con un tiempo de reacción de 0,5 a 12 h, preferentemente entre 4 a 6 h, y el cual es fluidizado con un gas conteniendo entre 1 a 90% en volumen de hidrógeno, preferentemente, entre 10 a 20% en volumen y el resto del gas nitrógeno (N2) u otro gas inerte. El tiempo de reacción del sólido en el lecho 116 varía de 2 a 8 h, preferentemente, entre 4 y

6 h. Los gases calientes 117 arrastrando también partículas sólidas se enfrían a 350 - 400 ^Q C en una caldera convencional 118 generando vapor de uso industrial y los gases 119 se limpian luego en uno o más ciclones convencionales calientes 120. El gas limpio 124 se enfría seguidamente en un condensador convencional 125 enfriado por agua 126 donde condensa el agua 127 generada en las reacciones (16) a (18), la cual puede ser empleada como agua industrial.

En el gas de salida 128 del condensador 125 se adiciona más hidrógeno (H2) fresco 133 y nitrógeno (N2) 129, si fuera necesario, y se comprime con un compresor convencional 130 y se inyecta 131 en la parte inferior 132 del reactor de lecho fluidizado 115. En esta opción tecnológica no hay emisión de gases al ambiente y el gas se recircula continuamente en el proceso y el único producto líquido es agua recuperable.

Los polvos 121 separados en la caldera 118 y ciclones 120 se juntan con la calcina 122 y descargan 123 a un estanque igual al estanque 34 descrito en la Figura 1. El resto del proceso es igual al descrito en la Figura 1 para las calcinas reducidas.

Ejemplo de aplicación

Un concentrado de cobre con la composición química indicada en la Tabla 1 y mineralógica de la Tabla 2 fue tostado en un reactor continuo de lecho fluidizado de laboratorio a 800 ^Q C (±10 ^Q C) con un tiempo medio de reacción de 4h a una tasa de alimentación de 5 kg/h y un exceso de 100% del aire sobre el estequiométrico requerido por las reacciones (1) a (5). El tamaño de partícula del concentrado era 80%-100 mallas.

_ Tabla 1. Composición química del concentrado de cobre empleado _

Elemento _ Cu _ Fe _ S _ Si0 ₂ _ Otros

% 28¿ 22^3_ 34J ¾9_ 6,5

_ Tabla 2. Composición mineralógica del concentrado de cobre empleado _

Compuesto Calcopirita Calcosita Covelita Bornita Pirita Sílice Otros

_ (CuFeS ) (Cu S) (CuS) (Cu ₅ FeS ₄ ) (FeS ) (Si0 ₂ )

% 19,9 24,3 1,0_ 3,2 31,2 8,9 9,8

La calcina junto con los polvos recolectados se enfrió a 20 ^Q C y analizó química y mineralógicamente. La composición de ésta se muestra en las Tablas 3 y 4.

_ Tabla 3. Composición química de la calcina obtenida _

Elemento _ Cu _ Fe _ S _ Si0 ₂ _ Otros

% 32^4_ 24 > 0,31 ¾9_ 31,8 _ Tabla 4. Composición mineralógica de la calcina obtenida _

Elemento Cuprita Hematita Ferrita cúprica Sílice Otros

_ (CuO) _ Fe2 ^Q ₃ _ (CuO-Fe2 ^Q ₃ ) _ S1O2 _ -

% 4T6_ 24J_ 17*2_ 12 3,3

En la etapa de tostación se removió el 99,3% del azufre contenido en el concentrado inicial a la forma SO2. La composición del gas de salida del reactor fue de 12,5 a 13% en volumen de SO2.

La calcina luego se redujo en continuo en un horno de lecho fluidizado de laboratorio empleando una mezcla de CO+CO2 en proporción C0/(C0+C02) = 0,5 a 800 ^Q C durante un tiempo medio de reacción de 2 h, alimentando a una tasa de 4 kg/h, y empleando 20% de exceso de CO sobre el estequiométrico requerido por las reacciones (8) a (10).

La calcina se enfrió directamente en agua a 30 ^Q C y analizó química y mineralógicamente. Los resultados se observan en la Tabla 5.

_ Tabla 5. Composición química de la calcina reducida _

Elemento Cobre metálico Magnetita Azufre total Sílice Otros

_ (Cu) _ (Fe _3Q4 ) _ (S) _ (Si0 ₂ ) _ -

% 487_ 347_ 003_ H8_ 0,3

La pulpa de calcina con 25% sólido se concentró magnéticamente en un sistema de tambor magnético de laboratorio en cuatro etapas con 400 Gauss/cm cada uno, retratando las colas intermedias generadas (en cada etapa) en tres etapas. El concentrado final de magnetita contenía 94,2% de magnetita (Fe3Ü4), 4% de sílice (S1O2) y 0,8% de otros, con 0,1% de cobre atrapado.

La cola final (concentrado de cobre) contenía 74,1% de cobre metálico y 24,7% de sílice, la que se flotó en tres etapas de limpieza empleando 0,25 g/l de dodecilamonio y 0,05 g/l de nitrato de potasio a pH 10 y removiendo el 90,2% de la sílice y otros silicatos, y generando un concentrado de 92,9% sílice y 0,08% cobre.

La cola final contenía el cobre metálico, con una ley de 98,9% de cobre, 0,8% sílice y 0,8% magnetita, el cual se fundió en un horno eléctrico a 1200 ^Q C para tener un equivalente al cobre blister. La recuperación global de cobre de concentrado a cobre metálico final fue de 98,7%.