UNIVERSIDAD DE CHILE FACULTAD FACULTA D DE CIENCI CIENCIAS AS FÍSICAS Y MATEMÁTICAS MATEMÁ TICAS DEPARTAMENTO DE INGENIERIA DE MINAS
CONTROL DE HIERRO EN EL CIRCUITO DE EXTRACCIÓN POR SOLVENTES PARA LA SOCIEDAD CONTRACTUAL MINERA EL ABRA
MEMORIA MEMORIA PARA PA RA OPTAR A L TÍTULO DE INGENIERO INGENIERO CIVIL CIVIL DE MINAS MARCELO ALEJANDRO HERNÁNDEZ POBLETE
PROFESOR GUÍA JESÚS CASAS DE PRADA MIEMBROS DE LA COMISIÓN COMISIÓN LUIS CIFUENTES S. ESTEBAN DOMIC M.
SANTIAGO DE CHILE MARZO 2007
RESUMEN El proceso de extracción por solventes (SX) de cobre comprende varias etapas de extracción y de re-extracción. Este proceso muchas veces genera dificultades a la operación siguiente de electro obtención (EO), producto del arrastre de impurezas no deseadas a hacia el electrólito como son: el cloro, el hierro, el manganeso, el nitrato, entre otros. Para evitar el arrastre de impurezas desde el circuito SX hacia el circuito de EO muchas plantas industriales incorporan una etapa de lavado del reactivo orgánico cargado utilizado agua acidulada (con aprox. 30 g/L de H 2SO4). En otras plantas se controla el nivel de impurezas del circuito EO a través del descarte periódico de electrólito, o combinando etapas de lavado parcial y descarte. Esta última práctica es la que ha estado realizando la SCM El Abra, de modo de controlar el nivel de hierro en su electrólito en un valor de aprox. 2,5 g/L y utilizando para ello un descarte de 310 m 3/día de electrólito. El descarte de electrólito genera pérdidas de insumos valiosos como son el sulfato de cobalto, aditivos y una parte del cobre disuelto y del agua. El objetivo general de este trabajo es analizar una alternativa de control del hierro en el circuito de extracción por solventes de la SCM El Abra, que consiste en modificar el actual circuito de lavado por un circuito llamado “lavado cruzado”, que integra las cuatro etapas de lavado actuales y las hace más eficientes. Se espera que con este nuevo circuito se logre una disminución del hierro en la solución orgánica, la cual actualmente presenta valores mayores que 4 mg/L de Fe, aportando una menor concentración de esta impureza en la etapa de electro obtención. También se obtienen beneficios directos de ahorro de agua e insumos, debido a que este nuevo circuito necesita aproximadamente un cuarto del agua utilizada actualmente en el lavado y además como bajaría la concentración de hierro, se requerirá un menor flujo de descarte de electrólito, con la consiguiente mejora de la eficiencia de corriente utilizada en EO. El circuito de lavado propuesto integra las 4 etapas de lavado de la planta industrial actual (correspondiente a los cuatro trenes) en que un mismo flujo de agua compuesto por una combinación de agua y electrólito pobre, (logrando una solución de 90 g/L de H2SO4), que es capaz de lavar lavar la solución orgánica orgánica de todo todoss los trenes y disminuir la concentración de hierro en el sistema de manera significativa. Para probar el circuito se implementó una planta piloto de lavado cruzado que fue escalada de acuerdo a los parámetros de la etapa de lavado industrial, ocupando las soluciones orgánicas y acuosas de la planta Industrial. Se realizó un programa de pruebas piloto que consistió en probar el circuito de lavado cruzado con concentraciones de ácido en el agua de lavado de 30 g/L y de 90 g/L, además de pruebas de laboratorio que mostraron que el coeficiente de distribución a distintas concentraciones de ácido se comporta en forma similar para el cobre y para el hierro pero de forma desplazada. Al realizar pruebas de lavado en la planta piloto se obtuvo una disminución de la concentración de hierro en la solución orgánica aumentando la selectividad Cu/Fe en más de tres veces para las primeras tres etapas de lavado y llegando a eficiencias superiores al 90% comparado con el 50% que tiene actualmente la planta industrial. Se concluye que el circuito de lavado cruzado es capaz de reducir la concentración de hierro a niveles menores de lo que hoy lo hace la etapa de lavado convencional, esto es de los actuales 4 mg/L de hierro total en la solución orgánica a menos de 1 mg/L de hierro total; optimizando el uso de agua y permitiendo descartar 118 m 3/día menos de electrólito pobre, manteniendo la concentración de hierro total en torno a los 2,5 g/L y logrando de esta forma un ahorro significativo en torno a los 440 kUS$/año. 2
RESUMEN El proceso de extracción por solventes (SX) de cobre comprende varias etapas de extracción y de re-extracción. Este proceso muchas veces genera dificultades a la operación siguiente de electro obtención (EO), producto del arrastre de impurezas no deseadas a hacia el electrólito como son: el cloro, el hierro, el manganeso, el nitrato, entre otros. Para evitar el arrastre de impurezas desde el circuito SX hacia el circuito de EO muchas plantas industriales incorporan una etapa de lavado del reactivo orgánico cargado utilizado agua acidulada (con aprox. 30 g/L de H 2SO4). En otras plantas se controla el nivel de impurezas del circuito EO a través del descarte periódico de electrólito, o combinando etapas de lavado parcial y descarte. Esta última práctica es la que ha estado realizando la SCM El Abra, de modo de controlar el nivel de hierro en su electrólito en un valor de aprox. 2,5 g/L y utilizando para ello un descarte de 310 m 3/día de electrólito. El descarte de electrólito genera pérdidas de insumos valiosos como son el sulfato de cobalto, aditivos y una parte del cobre disuelto y del agua. El objetivo general de este trabajo es analizar una alternativa de control del hierro en el circuito de extracción por solventes de la SCM El Abra, que consiste en modificar el actual circuito de lavado por un circuito llamado “lavado cruzado”, que integra las cuatro etapas de lavado actuales y las hace más eficientes. Se espera que con este nuevo circuito se logre una disminución del hierro en la solución orgánica, la cual actualmente presenta valores mayores que 4 mg/L de Fe, aportando una menor concentración de esta impureza en la etapa de electro obtención. También se obtienen beneficios directos de ahorro de agua e insumos, debido a que este nuevo circuito necesita aproximadamente un cuarto del agua utilizada actualmente en el lavado y además como bajaría la concentración de hierro, se requerirá un menor flujo de descarte de electrólito, con la consiguiente mejora de la eficiencia de corriente utilizada en EO. El circuito de lavado propuesto integra las 4 etapas de lavado de la planta industrial actual (correspondiente a los cuatro trenes) en que un mismo flujo de agua compuesto por una combinación de agua y electrólito pobre, (logrando una solución de 90 g/L de H2SO4), que es capaz de lavar lavar la solución orgánica orgánica de todo todoss los trenes y disminuir la concentración de hierro en el sistema de manera significativa. Para probar el circuito se implementó una planta piloto de lavado cruzado que fue escalada de acuerdo a los parámetros de la etapa de lavado industrial, ocupando las soluciones orgánicas y acuosas de la planta Industrial. Se realizó un programa de pruebas piloto que consistió en probar el circuito de lavado cruzado con concentraciones de ácido en el agua de lavado de 30 g/L y de 90 g/L, además de pruebas de laboratorio que mostraron que el coeficiente de distribución a distintas concentraciones de ácido se comporta en forma similar para el cobre y para el hierro pero de forma desplazada. Al realizar pruebas de lavado en la planta piloto se obtuvo una disminución de la concentración de hierro en la solución orgánica aumentando la selectividad Cu/Fe en más de tres veces para las primeras tres etapas de lavado y llegando a eficiencias superiores al 90% comparado con el 50% que tiene actualmente la planta industrial. Se concluye que el circuito de lavado cruzado es capaz de reducir la concentración de hierro a niveles menores de lo que hoy lo hace la etapa de lavado convencional, esto es de los actuales 4 mg/L de hierro total en la solución orgánica a menos de 1 mg/L de hierro total; optimizando el uso de agua y permitiendo descartar 118 m 3/día menos de electrólito pobre, manteniendo la concentración de hierro total en torno a los 2,5 g/L y logrando de esta forma un ahorro significativo en torno a los 440 kUS$/año. 2
A mis padres… 3
AGRADECIMIENTOS
Este trabajo de titulación no hubiese sido posible, sin la ayuda desinteresada de algunas personas que colaboraron de distintas formas a la finalización de este proceso: A don Gerardo Morales, ex Superintendente de Metalurgia de la SCM El Abra, por haberme acogido y haberme dado todas las facilidades para la realización de esta memoria. Al Sr. Jesús Casas por la atención, ayuda y los consejos brindados en la presente memoria. A don Aurelio Cruz, Metalurgista Senior de SCM El Abra, por brindarme su apoyo para todos los requerimientos necesarios para el funcionamiento de la Planta Piloto. Al Sr. Eduardo Castro, Metalurgista de la Planta procesos de la SCM El Abra, por entregarme las herramientas y el conocimiento necesario, ara lograr comprender de mejor los forma los conceptos de hidrometalurgia involucrados. A don Hector Diaz, Ingeniero de Calidad de la SCM El Abra, por darme todo el poyo necesario en los difíciles momentos en que las cosas no funcionaban y todo se tornaba difícil. Y especialmente al Sr. Sergio Cruz, Asesor técnico de Cognis-Chile, por darme el apoyo técnico y ayudarme de manera precisa y oportuna a la implementación de la Planta Piloto, la realización de pruebas, confiar en mí y alentarme en los momentos difíciles.
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ÍNDICE 1. INTRODUCCIÓN .................................................................................................................. 7 2. ANTECEDENTES ................................................... ............................................................. 9 2.1 Ubicación y antecedentes generales .................................................................... 9 2.2 Reseña histór ica ....................................................................................................... 10 2.3 Descripción de la faena .................................................. ........................................ 10 2.3.1 Descr ipci ón del proceso .................................................. ............................... 11 2.3.1.1 Chancado Primario ................................................ ........................................ 11 2.3.1.2 Chancado Secundario y Terciario ................................................. ............. 11 2.3.1.3 Aglomerado ...................................................................................................... 11 2.3.1.4 Apil amiento y recolección de la solu ción ............................................... 12 2.3.1.5 Proceso de extracción por sol ventes (SX).............................................. 12 2.3.1.6 Operación de electro obtención (EW) ...................................................... 14 2.4 Descripc ión de la operación SX ........................................................................... 16 2.4.1 Fase Orgánica ........................................................................................................ 16 2.4.2 Fase Acuosa ................................................ ........................................................... 17 2.4.3 Proceso de Extracción por Solventes ................................................ ............. 19 2.4.3.1 Criterios de medición en la op eración SX ......................................... 21 2.5 Efectos del hierro en el proceso in dustrial ....................................................... 24 2.5.1 Efecto del hierro en EW ................................................... ............................... 24 2.6 Lavado Cruzado ........................................................................................................ 26 2.6.1 Etapa de lavado en la operación de extracción por solventes ............ 26 2.6.2 Funcio namiento d e la etapa de lavado ....................................................... 27 2.6.2.3 Concentraciones aceptables de impurezas en el electrólito ........ 29 2.6.3 Lavado Cruzado ................................................................................................ 29 2.6.3.1 Etapa de Lavado Actual .................................................. ............................... 29 2.6.3.2 Circuito de lavado cruzado .......................................................................... 30 2.6.3.3 Principio químico del Lavado Cruzado .............................................. 31 3. OBJETIVOS ........................................................................................................................ 34 3.1 Objetivos Generales ................................................................................................ 34 3.2 Objetivos Específicos .............................................................................................. 34 4 METODOLOGÍA ................................................................................................................. 35 4.1 Implementación d e una planta de lavado cru zado .......................................... 35 4.2 Materiales util izados en la implementación de la Planta Piloto ................... 42 4.3 Programa de pruebas piloto a realizar ................................................... ............. 42 4.4 Escalamiento de la Planta Pilot o .......................................................................... 43 4.4.1 Escalamiento para los flujo s. .................................................. ...................... 43 4.4.2 Escalamiento de la agitación del mezclador ............................................. 44 4.5 Parámetros a mejorar: Selectividad del hierro y eficiencia de Lavado ..... 47 4.6 Eficienci a de Mezclado ............................................................................................ 48 4.7 Reactivos u tilizados en el proceso ................................................ ...................... 49 4.7.1 Sistema Orgánico ............................................................................................. 49 4.7.2 Sistema Acuos o ................................................................................................ 51 4.8 Construcció n de curvas de extracción y curvas de coeficiente de distribución. ........................................................................................................................... 52 4.9 An áli sis Qu ímico ....................................................................................................... 53 5
4.10 Métodos de cálculo y balances ............................................................................ 54 5 RESULTADOS .................................................. .................................................................... 55 5.1 Puesta en Marcha de la Planta Piloto ............................................... ...................... 55 5.1.2 Pruebas de estanquidad .................................................. ............................... 55 5.1.3 Pruebas h idráulicas ................................................. ........................................ 55 5.1.3.1 Comprobación de bombas y flujos ...................................................... 56 5.1.3.2 Comprobación de mezcladores y velocidades angulares ............ 57 5.1.3.3 Comprobación del estado general de la planta ................................ 57 5.1.4 Puesta en march a ............................................................................................. 58 5.1.5 Definición de condicion es de operación .................................................... 60 5.2 Pruebas de lavado ....................................................................................................... 60 5.2.1 Pruebas de L avado Cruzado 90-100 g/L ácido ......................................... 61 5.2.2 Pruebas de Lavado Cruzado 30-40 g/L ácid o ........................................... 68 5.3 Simulació n de Lavado Cruzado ................................................. ............................... 71 5.4 An álisis de Res ul tados ................................................... ........................................ 73 5.5 Evaluación Econó mica de alternativas para el contr ol d el hierro en el circu ito SX. ............................................... .............................................................................. 76 5.5.1 Valorización del descarte de electrólito ..................................................... 76 5.5.2 Condición actual con el circ uito de lavado convencional .................... 76 5.5.3 Condición luego de aplicar L avado Cruzado ............................................ 77 6 DISCUSIÓN ......................................................................................................................... 80 7 CONCLUSIONES ............................................................................................................... 81 8 RECOMENDACIONES ...................................................................................................... 83 9 BIBLIOGRÁFIA .................................................. .................................................................... 84 9 ANEXOS ................................................ .............................................................................. 85 A. Procedimientos p ara la operació n de la Planta piloto SCM El Abra .......... 85 B. Resultado de pruebas ............................................................................................. 91 C. Perfiles Planta Industrial Ago sto – Diciembre año 2006................................ 99 D. Balance general d e la Planta año 2006 .................................................. ........... 103 E. Datos Análisis económico ................................................. ...................................... 104 F. Ficha técnica Diluyente ShellSol 2046 ................................................ .................... 107
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1. INTRODUCCIÓN
El procesamiento hidro-metalúrgico de minerales de cobre consta de operaciones principales como son el chancado, la aglomeración la lixiviación, la extracción por solventes (SX) y la electro obtención (EW). Este proceso presenta ineficiencias en su operación especialmente en la etapa de purificación de las soluciones involucradas. Es por esta razón que muchas impurezas provenientes de la etapa de lixiviación son arrastradas en las etapas siguientes; una de estas impurezas es el hierro, como Fe(II) o Fe(III), que si llega a ciertos niveles (sobre 1,5 g/L) en la nave de electro obtención es perjudicial para la operación ya que afecta en la eficiencia de la corriente, por lo que debe ser controlado en todo el proceso. Estas impurezas llegan a estar presentes básicamente por pérdida de selectividad Cu/Fe del extractante usado en SX y/o por arrastres desde la solución acuosa de lixiviación (solución rica o PLS) en el orgánico cargado. Para solucionar este problema la industria normalmente ocupa reactivos que tengan una alta selectividad Cu/Fe, además de una etapa de lavado que ayude a minimizar los arrastres físicos. Sin embargo, en la mayoría de los casos estas medidas no son suficientes, y para evitar comenzar a acumular hierro en el sistema es necesario descartar diariamente un volumen de solución (electrólito pobre), lo que trae como consecuencia una pérdida de insumos, materia prima y costos de retratamiento de dicha solución que retorna al sistema nuevamente (ingresa a SX). En la SCM El Abra el hierro ha aumentado los dos últimos años (2005-2006) a niveles cercanos a 3 g/L en el PLS, y se espera que siga aumentando los próximos años debido a un cambio en la mineralogía que entra al proceso (de minerales oxidados a minerales mixtos), además de la baja en la selectividad por una disminución de la concentración de cobre en el PLS entra a SX. Por esta razón se ha propuesto implementar un nuevo circuito de lavado del orgánico, el cual deberá ser capaz de disminuir la concentración de hierro que actualmente va a la nave de electro obtención (que corresponde a 2 g/L de Fe 3+) y la vez que sea más eficiente en el uso de los recursos que actualmente se utilizan en la etapa, y de poder descartar un menor volumen de solución (el año 2006 el descarte correspondió a 310 m 3/día).
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2. ANTECEDENTES 2.1
Ubicación y antecedentes generales
La Sociedad Contractual Minera El Abra (SCM El Abra) se encuentra ubicada en la provincia de El Loa, II Región de Antofagasta – Chile a 75 km al noreste de la ciudad de Calama y aproximadamente a 3.300 msnm. La SCM El Abra es propiedad en un 51% de la Compañía Freeport Mc-Moran Copper & Gold y 49% restante de CODELCO- Chile.
Figura 1: Ubicación SCM El Abra
Esta empresa perteneciente a la gran minería del cobre esta dedicada a la producción de cátodos de cobre de alta pureza mediante la vía hidro-metalúrgica considerando procesos de lixiviación, extracción por solventes y electrobtención. Los cátodos que se obtienen del proceso son transportados vía ferrocarril al puerto de Antofagasta lugar donde la SCM El Abra posee un área de recepción de sus productos.
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2.2
Reseña histórica
-1993: Codelco ofrece el yacimiento San José de El Abra como Joint Venturea la industria privada. - Junio de 1994: Nace la primera asociación de Codelco con el sector privado cuando Cyprus Amax Minerales Co. adquirió el 51% de la propiedad. Este mismo año comenzaron los estudios de Ingeniería Básica. - 1995: Se obtienen los permisos ambientales respectivos y se da comienzo a la construcción por medio del consorcio Bechtel - Sigdo Kopers. - Mayo 1996: Comienzan las operaciones de carguío, chancado, aglomeración y de lixiviación de pilas. - Agosto de 1996, el día 10 de este mes la SCM El Abra produce su primer cátodo, adelantándose seis meses a lo planificado. - 1999: Cyprus Amax vende sus acciones a Phelps Dodge, por lo que se hace cargo del 51% de la SCM El Abra, adquiriendo además la operación de la minera Cerro Verde en Perú. - 2005: Comienzan los estudios preliminares para la lixiviación de sulfuros que extendería la vida útil de la mina por otros veinte años a partir del año 2010. - 2007: Phelps Dodge es comprada por la compañía Freeport Mc-Moran Copper & Gold - El proyecto inicial requirió de MUS$ 1050 de los cuales Cyprus aportó US$ 300 millones a través de un crédito subordinado y se encargó de conseguir el financiamiento restante por US$ 750 millones por medio de un préstamo bancario. Codelco aportó los derechos mineros y de agua.
2.3
Descr ipci ón de la faena
El yacimiento propiedad de la SCM El Abra es explotado por el método de minería a cielo abierto, y posee reservas de óxidos por 800 millones de toneladas siendo las especies mineralógicas de cobre principales la crisocola y la pseudomalaquita, con una ley promedio de 0,82% de cobre total. Adicionalmente a estas reservas existen reservas de 500 millones de toneladas de mineral sulfurado con una ley promedio de 0,61% de cobre total con predominio mineralógico de bornita y calcopirita, que comenzará su explotación plena el año 2010, justo cuando se terminen las actuales reservas de óxidos, extendiendo la vida útil de la compañía por otros 20 años más. La futura etapa de sulfuros se llevará a cabo por la vía hidro-metalúrgica aprovechando en su totalidad las instalaciones actuales.
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La capacidad de tratamiento de la planta hidro-metalúrgica de la SCM El Abra es de 145.000 toneladas/día, con una producción de cobre de 238.000 toneladas/año de cobre fino. 2.3.1 Descr ipción del proceso
El mineral extraído de la mina es chancado en tres etapas con el fin de reducir su tamaño desde 1,5 m a 100% bajo de 19 milímetros. 2.3.1.1 Chancado Primario
La primera etapa de chancado, se realiza en un chancador giratorio Fuller Traylor de 60’ x 110’, que posee una capacidad de tratamiento nominal de 8.400 t/h. Adicionalmente existen equipos auxiliares conformados por una grúa montada en pedestal, un tecle de servicio, una grúa para servir al contra eje y un recolector de polvo. El material chancado bajo 8’ es enviado con un sistema de tres correas transportadoras (15 km de longitud) al acopio de gruesos cuya capacidad es de 274.000 toneladas. Con una carga viva de 74.000 ton. Este material alimenta a los chancadores secundarios. 2.3.1.2 Chancado Secundario y Terciario
Esta etapa esta compuesta por tres líneas de chancado independiente que trabajan en circuito abierto. Cada línea posee un chancador secundario Nordberg MP1000 con capacidad nominal de 1.250 ton/hr, 2 harneros terciarios vibratorios del tipo banana de 3,6 m x 8,2 m Nordberg y 2 chancadores terciarios MP-1000 cabeza corta, con capacidad de 690 ton/hr. Cada línea posee además un electroimán, un detector de metales y un pesómetro. El producto final del proceso de chancado secundario y terciario es 100% bajo ¾` que es descargado a un silo de capacidad de 274,000 toneladas (capacidad de carga viva: 74.000 toneladas) 2.3.1.3 Aglomerado
Luego del chancado terciario el material es conducido mediante correas transportadoras que alimentan a tres tambores aglomeradores cuya capacidad nominal es de 2.600 t/h y tiene dimensiones de 13,1 m de largo y 4,2 m de diámetro. Estos tambores aglomeradotes están montados sobre dos ruedas de acero con rodillo de apoyo y construido en un marco de acero al carbono con revestimiento de neopreno para protegerlos de la abrasión y corrosión. El material que llega a los tambores es mezclado con ácido sulfúrico (11-13 kg/t) y agua para obtener como producto final un aglomerado con 10% a 11% de humedad. El mineral es transportado mediante correas hasta las pilas de lixiviación.
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2.3.1.4 Apil amiento y recolecc ión de la solu ción
Una vez que el material aglomerado es conducido al sector de la pilas de lixiviación es depositado en dos pilas renovables de 1.600 m de largo por 400 m de ancho, con una altura de 8 metros (cada pila está dividida en 40 módulos de 40 m de ancho por 400 m de largo). Esta labor es realizada por una apiladora móvil Racho, con una capacidad de apilamiento de 6.500 t/h y una densidad de apilamiento de 1,6-1,8 t/m 3. Esta apiladora móvil está compuesta por once secciones de puentes de 40 m montados en orugas. Posee además un carro distribuidor con correa transportadora de descarga corta para la formación de las filas Para el regadío de las pilas se utiliza un sistema de riego por goteo, los goteros utilizados son de 1 L/h/m 2 y tienen una malla de 0,35 m x 0,35 m, este sistema se ubica en la parte superior de la pilas. El riego se realiza en un ciclo de 110 días, con un caudal máximo a pilas de 8.000 m 3/h. Para la recolección de la solución cada pila posee una canaleta en la parte inferior de esta y del mismo largo que la pila. La solución es conducida hacia cámaras recolectoras y mediante tuberías de poli-etileno de alta densidad (HDPE) es llevada hacia dos piscinas desarenadotas que rebosan a la piscina de PLS. Una vez finalizado este proceso la solución rica en cobre es llevada a la operación de extracción por solventes y los ripios drenados son descargados mediante una rotopala y dirigidos por medio de correas transportadoras hacia el botadero final con la ayuda de un equipo esparcidor. 2.3.1.5 Proceso de extracción p or sol ventes (SX)
La solución rica en cobre (2,8-2,4 g/L de Cu) que llega a la operación de SX posee además impurezas como son Fe (3 g/L Fe total), Mn y Cl que provienen de la etapa de lixiviación anterior. Esta solución rica es llamada PLS y tratada en SX de acuerdo a cinco etapas bien definidas: 3 etapas de extracción (2 etapas de extracción en serie y una etapa de extracción en paralelo), 1 etapa de re-extracción y una etapa de lavado, para tal efecto la planta de El Abra posee cuatro trenes que tienen esta configuración, la que se muestra en los circuitos de la Figura 2 siguiente:
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Figura 2: Circuito Extracción por Solventes SCM El Abr a
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El PLS con un flujo de 10.200 a 10.400 m 3/h ingresa al sistema de 4 trenes, cada etapa de cada tren posee celdas de tipo perfil bajo formado por un cajón mezclador decantador de 29 m x 27 m. A cada tren se le asocia un flujo de orgánico de 1.500 m 3/h que extrae selectivamente el cobre en las etapas de extracción y luego lo entrega a un electrólito en la etapa de re extracción previo a una etapa de lavado, que se encarga de minimizar el traspaso de impurezas del orgánico cargado con cobre al electrólito. Para el control de los arrastres de electrolito se utilizan 6 coalescedores Eimco/Wenco de 471 m 3/h además de 12 filtros de antracita que poseen una etapa de retrolavado cada 12 horas. Para el control de los arrastres en el orgánico cargado la planta cuenta con 12 coalescedores Eimco de 552 m 3/h. Para el refino se tienen 6 iguales a los de electrólito. Estos últimos privilegian el refino que alimenta a la lixiviación de minerales de baja ley en botadero (lixiviación ROM). El refino, producto de las etapas de extracción vuelve al circuito para regar las pilas, y una parte de él se va hacia riego para lixiviación del ROM en las cercanías de la mina. Para recuperar el material orgánico que queda en las borras se utilizan centrífugas
El PLS con un flujo de 10.200 a 10.400 m 3/h ingresa al sistema de 4 trenes, cada etapa de cada tren posee celdas de tipo perfil bajo formado por un cajón mezclador decantador de 29 m x 27 m. A cada tren se le asocia un flujo de orgánico de 1.500 m 3/h que extrae selectivamente el cobre en las etapas de extracción y luego lo entrega a un electrólito en la etapa de re extracción previo a una etapa de lavado, que se encarga de minimizar el traspaso de impurezas del orgánico cargado con cobre al electrólito. Para el control de los arrastres de electrolito se utilizan 6 coalescedores Eimco/Wenco de 471 m 3/h además de 12 filtros de antracita que poseen una etapa de retrolavado cada 12 horas. Para el control de los arrastres en el orgánico cargado la planta cuenta con 12 coalescedores Eimco de 552 m 3/h. Para el refino se tienen 6 iguales a los de electrólito. Estos últimos privilegian el refino que alimenta a la lixiviación de minerales de baja ley en botadero (lixiviación ROM). El refino, producto de las etapas de extracción vuelve al circuito para regar las pilas, y una parte de él se va hacia riego para lixiviación del ROM en las cercanías de la mina. Para recuperar el material orgánico que queda en las borras se utilizan centrífugas decantadoras de re-fases, orgánico, acuoso y sólidos, con una etapa de lavado y filtrado a través de un filtro con zeolitas. 2.3.1.6 Operación de electro o btención (EW)
Una vez que el electrólito obtiene el cobre a razón de 52-54 g/L es mezclado con flujo de electrólito pobre para obtener un electrólito a celda de 42-44 g/L a una temperatura de 48-50ºC, con una acidez de 195 g/L, que va a la operación de electro obtención donde se produce la deposición de cobre con una pureza de 99,99% de Cu. El electrólito pobre queda con una concentración de 39-40 g/L con 198 g/L de ácido. El flujo de alimentación de electrólito a las celdas es de 10.200 a 10.400 m 3 /h. La nave de electro obtención, presenta 4 bancos de 170 celdas, con 66 cátodos de acero inoxidable AISI 316L SS de 3,25 mm de espesor, con barras de cobre y bordes plásticos y 67 ánodos insolubles de aleación Pb-Sn-Ca por cada celda. Las celdas se conectan eléctricamente en circuito en serie y los cátodos en paralelo. Cada banco es alimentado con 320-340 voltios CC por un rectificador, con un voltaje por celda de 1,9-2,0 voltios para un voltaje nominal de 340-350 voltios. La densidad de corriente nominal del año 2005 fue de 235-295 A/m 2. El ciclo de cosecha es de 6 días.
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Diagrama de Proceso El Ab ra
Chancado Primario
27-04-2005 18:40:34
Stock Pile
PICA ROCA
Chancado Fino Secundario
RO M
Distrib Acido Terciario
%
54 CV 103
FE 101 CV 101 CV 102
PLS
Lixiviación
Ripios
Api la mi en to CV 202
CV 206 CV 204
CV 207
CV 205
A g l om er ad o
CV 203 CV 203-1
CV 208
SX Extracción por solventes
CV 204-1
PLS
Electrowining
Refino
Figura 3: Diagrama proceso El Abra
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2.4 Descr ipción de la operació n SX
La operación de extracción por solvente (SX), es uno de los métodos de purificación mas utilizados en la actualidad, lo que se traduce en la instalación de numerosas plantas en el mundo, en que se separa, purifica y concentra una gran cantidad de elementos químicos tales como cobre, zinc, molibdeno, etc. En general la operación SX implica el paso de un elemento disuelto en una fase acuosa, a una fase liquida conocida como fase orgánica, con el objeto de separarlo de las otras especies de la solución. Esta operación implica una re-extracción de la especie extraída desde la fase orgánica, permitiendo la regeneración del extractante, para otra extracción. 2.4.1 Fase Orgánica
Como se mencionó anteriormente, la operación SX se caracteriza por un sistema
2.4 Descr ipción de la operació n SX
La operación de extracción por solvente (SX), es uno de los métodos de purificación mas utilizados en la actualidad, lo que se traduce en la instalación de numerosas plantas en el mundo, en que se separa, purifica y concentra una gran cantidad de elementos químicos tales como cobre, zinc, molibdeno, etc. En general la operación SX implica el paso de un elemento disuelto en una fase acuosa, a una fase liquida conocida como fase orgánica, con el objeto de separarlo de las otras especies de la solución. Esta operación implica una re-extracción de la especie extraída desde la fase orgánica, permitiendo la regeneración del extractante, para otra extracción. 2.4.1 Fase Orgánica
Como se mencionó anteriormente, la operación SX se caracteriza por un sistema heterogéneo de dos fases, una fase acuosa y otra orgánica. La fase orgánica contiene además de un diluyente y a un modificador de fases, un reactivo llamado extractante, que se encarga de extraer el elemento disuelto. Para el caso del cobre los extractantes más usados son del tipo oximas, cuya fórmula estructural es la siguiente [ref. 3]:
Figura 4: Oxima Comercial
El grupo A incide en la reactividad de la oxima y el grupo R es una cadena alifática que aumenta la solubilidad del extractante y del complejo metálico en la fase orgánica. El grupo A puede ser hidrógeno, donde la oxima lleva el nombre de aldoxima o CH 3 (también puede ser C 6H5) llamado cetoxima; los primeros poseen una gran capacidad de carga, rápida cinética, sin embargo poseen una fuerza extractiva tan alta que el cobre no se re-extrae bien. Las cetoximas en cambio necesitan una mayor concentración de ácido sulfúrico para la re-extracción y su fuerza extractiva es moderada, estas fueron los primeros reactivos usados comercialmente, funcionan bien con soluciones temperadas (>15ºC) y con un valor de pH superior a 1,7. Por estas razones que los extractantes se utilizan en forma de mezcla aldoxima cetoxima o la aldoxima con algún modificador que es un compuesto orgánico polar, que pueden ser alcoholes de cadena larga, nonil-fenol o ciertos esteres cuya función es debilitar la fuerza extractiva de los extractantes. Estos modificadores muchas veces aumentan la viscosidad de la fase orgánica y promueven la formación de borras. 16
Además del extractante, en la fase orgánica está presente el diluyente, que es requerido para bajar la alta viscosidad de este. Para el correcto funcionamiento en la operación SX se requiere entonces una concentración deseada diluyente-extractante. Los diluyentes utilizados corresponden a solventes hidrocarburos. Su elección se realiza principalmente por sus propiedades físicas, en que se considera: -
Separación de fases Punto de Inflamación Evaporación Solubilidad Viscosidad Toxicidad
La función del diluyente es ser vehículo para el extractante y para el complejo organo-metálico además de reducir la viscosidad, gravedad específica y el costo volumétrico del extractante. [ref. 6] 2.4.2 Fase Acuosa
La solución acuosa corresponde a una solución de lixiviación (PLS), que proviene de la lixiviación de pilas. Esta solución está caracterizada por: Concentración de cobre e impurezas pH de la solución Potencial de oxidación de la solución Nivel de sólidos en suspensión Temperaturas de las soluciones Concentración de aniones En el caso del cobre en que hay un sistema de intercambio catiónico, y la estabilidad de este elemento en medio sulfúrico es ión cúprico, el control del potencial y del pH es de vital importancia para evitar la extracción de impurezas asociadas al sistema. Normalmente junto al cobre disuelto, existen también una serie de impurezas presentes tales como Fe 2+, Fe3+, As3+, As5+, Ca2+, Mg2+, Ni2+, Al3+, Cl-, NO3-, SiO2 y otras. El nivel de sólidos en suspensión favorece el aumento de la formación de borras (crud) en el sistema y al atrapamiento de orgánico por éstos. La temperatura tiene directa relación con las características de separación de fases, los arrastres y la cinética de las reacciones. Lo recomendable es trabajar a temperatura ambiente (20°C). La temperatura tiene un efecto en la viscosidad de las soluciones, debido a que a menor temperatura la viscosidad aumenta. Esta característica es responsable de que la separación de fases sea más rápida a altas temperaturas, al igual que la disminución de arrastres a mayores temperaturas. La velocidad de reacción también se ve disminuida con bajas temperatura, de hecho la velocidad de una reacción disminuye a la mitad por cada 10° C menos de temperatura. 17
Por último la concentración de aniones tiene importancia por la formación de complejos en solución que pudiesen afectar la eficiencia del proceso. En el caso del Fe3+ en medio sulfúrico, este forma una serie de complejos, según las siguientes reacciones: Fe3+ + SO42- Æ FeSO4+ FeSO4+ + SO42- Æ Fe(SO4)2Fe3+ + HSO4- Æ Fe(HSO4)2+ HSO4- Æ H+ + SO42Fe3+ + 2SO42- + H+ Æ FeH(SO4)2 (dominante) La estabilidad de estos complejos en función del pH le presenta en la siguiente figura:
Figura 5: Equil ibrios de Fe(III) en so lución de 0.1 M Fe(III) y 0.5M SO 4(tot) a 25ºC. (1) Fe+3, (2) FeOH2+, (3) FeSO4+, (4) Fe(SO4)2-, (5) Fe(tot)
Como se puede observar, el ión férrico sólo existe en un rango estrecho de pH y que las especies más estables corresponden a los complejos FeSO 4+ y Fe(SO4)2En el caso de iones cloruros, cuando se emplea agua de mar para lixiviar, además de la formación de complejos, es necesario emplear otro tipo de materiales en la construcción, por la corrosividad del elemento y un mejor control de los arrastres en SX para que no afecten negativamente la calidad del cobre catódico que se requiera [ref. 7].
18
2.4.3 Proceso de Extracción por Solventes
SX es un proceso en el cual una solución acuosa, que contiene el ión metálico a extraer, entra en contacto íntimo con una solución orgánica inmiscible, produciéndose la extracción del ión metálico desde la solución acuosa por parte de la solución orgánica a través de un intercambio iónico. Este proceso se lleva a cabo para separar una especie de interés (en este caso, el ión metálico) del resto de especies presentes en la fase acuosa. En el caso del cobre, la extracción desde la solución acuosa queda explicada por la reacción siguiente: Cu
2
+
−
2
−
SO4
ac
+
2[ R − H ]org
↔
[ R2 − Cu]org +
+
2 H
−
2
−
SO4
ac
(1)
La reacción anterior corresponde a una reacción de equilibrio químico, por lo que se puede invertir dependiendo de la actividad relativa de las especies presentes en las soluciones. Esta reacción es controlada por el pH de la solución acuosa. Es de este modo que luego se lleva a cabo la re-extracción, etapa en la cual el ión metálico es recuperado desde la fase orgánica y retorna a una solución acuosa. Al ponerse en contacto íntimo las soluciones orgánica y acuosa se obtiene como resultado una emulsión, que corresponde a un sistema disperso e inestable. La transformación de una emulsión a un sistema de dos fases es espontánea, y se logra una separación total si transcurre un tiempo adecuado. A este fenómeno se le denomina coalescencia. La interfase entre las dos soluciones que se están separando, y que inicialmente formaron la emulsión, corresponde a una zona heterogénea denominada banda de dispersión. Es en esta zona donde se está produciendo la separación de fases, y su espesor es una de las variables más importantes en el desarrollo del proceso. Dicho proceso se realiza en un equipo mezclador-decantador que se muestra en la figura siguiente:
19
Flujo de acuoso
Figura 6: Equipo mezcador-decantador
La operación de este equipo, consiste básicamente en: -
-
Bombear las soluciones acuosas y orgánicas hacia el estanque del mezclador de acuerdo a una velocidad predeterminada. Mezclar las dos fases con agitadores para formar una dispersión.
-
Evacuación de la dispersión desde el estanque del mezclador hacia un decantador plano, donde las fases de solución acuosa y orgánica se conglutinan y separan por gravedad.
-
Evacuación de la fase de orgánico y decantar la fase de solución acuosa en el extremo opuesto del mezclador.
-
La mezcla fluye del mezclador hacia el decantador y se distribuye uniformemente por todo su ancho por medio de dos picket fence en punta.
-
El decantador proporciona un área relativamente libre de movimiento donde se pueden separar el orgánico y la solución acuosa.
-
En el decantador las fases se separan en una capa de solución acuosa.
-
En el decantador las fases se separan en una capa de solución acuosa y otra de orgánico.
-
La posición vertical de la interfaz acuosa/ orgánica se controla mediante exclusas ajustables en el extremo opuesto del decantador.
20
En general la operación SX presenta un circuito cerrado como el que se presenta a continuación.
Figur a 7: Circuito Cerrado LIX-SX-EW
Este esquema está compuesto de tres circuitos cerrados de soluciones, en que se adiciona ácido y orgánico para compensar las pérdidas y que el proceso funcione en forma efectiva. En el circuito la solución impura de lixiviación , posee una baja acidez (pH = 1,6-2,8), y se encuentra con la fase orgánica inmiscible, que contiene el extractante de Cu selectivo frente a los otros elementos como son Fe 2+, Fe3+, Zn2+, Ni2+, Ca2+ , Mg2+ , Al3+ Mo6+ , Cl- , NO3- , SO42-. Por la acidez de la solución, la ecuación (1) se desplaza hacia la derecha, y se obtiene una fase orgánica cargada de cobre y una solución que contiene la mayor parte de las impurezas llamada refino que retorna a la lixiviación. Por cada mol de cobre que se transfiere al orgánico se regenera 1 mol de H 2SO4 en la fase acuosa. [ref. 7]. En la re-extracción el orgánico cargado se contacta con una solución acuosa de alta acidez (150-200 g/L). Esta solución viene como retorno de EW. Producto de la alta acidez, la ecuación 1 se desplaza hacia la izquierda, quedando una solución cargada de Cu con alta acidez (electrólito) que se envía a EW. 2.4.3.1 Criterios de medición en la operación SX
En la operación SX se transfiere masa desde una fase a otra en las etapas de extracción y re-extracción, se produce una dispersión de una fase en la otra en forma de “gotas” realizada por medio de agitación mecánica. El elemento que interesa extraer se distribuirá en ambas fases hasta alcanzar el equilibrio. Se define así la concentración del metal en la fase orgánica y acuosa en el equilibrio, llamado coeficiente de distribución D [ref. 4]: 21
D=
Concentración _ elemento _ fase _ orgánica Concentracón _ elemento _ fase _ acuosa
(Definición 1)
Al realizar una curva que represente el coeficiente de distribución con respecto al pH de la fase acuosa, se obtiene la siguiente curva:
Figura 8: Gráfico de Coeficiente de Distrib ución v/s pH
Al variar el pH el coeficiente de distribución D aumenta, sin embargo el aumento no es en forma lineal, sino que existe un punto de inflexión, en que las concentraciones en la fase orgánica y acuosa se igualan (D= 1). Entonces sobre el pH para el cual D=1 predominará la extracción y bajo este pH la descarga o re-extracción, tal como indica la figura anterior [ref 4]. Otro concepto fundamental en la operación SX es la selectividad, debido a que en la solución lixiviada existe más de una especie química presente; estas especies se distribuyen también en las fases acuosa y orgánica, de acuerdo a sus solubilidades. De esta forma es posible separar aquellas más solubles de aquellas menos solubles, estableciendo así el factor de separación que se define como la relación de los coeficientes de distribución de dos especies distintas ( Dm, Dn), que mide la posibilidad de la separación de las especies a y b, y se denomina selectividad:
β =
1
Dm
con Dm >Dn
Dn
En la SCM El Abra la selectividad es calculada como:
1
( Definici ón 2)
ConcentraciónNeta _ Elemento _ m _ fase _ org ConcentraciónNeta _ Elemento _ n _ fase _ org
22
Para un caso general, la reacción de extracción por solventes se puede escribir como: Mm+(ac) + m HR(Org)
ÅÆ
MRm(org)+ mH+ (ac)
(2)
La constante termodinámica queda definida como:
K eq =
[ MRm]Org * [ H [ HR] m Org * [ M
m
]ac
m
]ac
+
+
(3)
Reemplazando la ecuación 1 en esta última: [ H ] m ac +
Keq = D *
[ HR ]
m
⇔
log D
=
log K + mpH + m log[ HR ]Org
(4)
Org
En que K es una característica del sistema y depende solo de la temperatura y al observar la última ecuación se relaciona el coeficiente de distribución con el pH de la solución, la naturaleza de extracción y el metal acuoso [ref. 7]. Este efecto tiene mucha importancia en la extracción individual de los elementos y en la separación de los metales del acuoso, tal como se muestra en la figura siguiente:
Figura 9: Curva de extracción Cu y Fe para un extractante comercial.
23
2.5 Efectos del hierro en el proceso industrial
El hierro en la operación esta siempre presente, principalmente por la mineralogía que llega a la planta de procesos y su acumulación en ella. El hierro llega a la operación SX por medio de arrastres químicos y físicos; en donde la selectividad del extractante juega un rol importante para controlar el arrastre químico, y la etapa de lavado para controlar el arrastre físico tanto del hierro como de otras impurezas. El ion férrico, Fe(III), compite con el Cu(II), en la etapa de extracción, en donde a ciertos niveles de pH existe una co-extracción de hierro y cobre por parte de la oxima en la solución orgánica, entonces al existir condiciones de pH y concentración de extractante en que se beneficie esta co-extracción, el extractante perderá la oportunidad de atrapar cobre. Es por esto que se debe estudiar la cantidad adecuada de extractante para una cierta concentración de cobre en la solución rica o PLS de forma tal que el ión férrico no pase a las etapas siguientes. El hierro entonces debe estar controlado, ojala en el orden de 1-2 g/L. Sólo en algunas ocasiones puede ser beneficioso, esto es cuando hay altos niveles de Mn en el electrólito, porque el ión ferroso contrarresta el efecto oxidante del permanganato en el ánodo, evitando el deterioro del ánodo y la contaminación del catado con plomo. Sin embargo, un aumento sobre 1,5 g/L en el hierro total, produce una ineficiencia de corriente tal como queda descrito en el capítulo siguiente. 2.5.1 Efecto del hierro en EW
Una vez que el electrólito proveniente de la etapa SX está cargado, pasa a la etapa EW, en que se extrae el cobre del electrólito cargado. El cobre se extrae en forma de cátodos por electro obtención. Este electrólito es una solución ácida de sulfato de cobre que contiene entre 20-50 g/L de Cu 2+ y 150-200 g/L de H 2SO4, con una temperatura de trabajo de 40-50 ºC. Las reacciones anódica y catódica llevan lugar en celdas electrolíticas, según se muestra a continuación:
Figur a 10: Reacci ones en una Celda EW 24
Estas celdas están constituidas por: -
La celda propiamente tal, que es un estanque rectangular que contiene el electrólito y los electrodos.
-
El electrólito que es el conductor iónico que contiene los iones de metal a depositar.
-
Los electrodos, que son los conductores electrónicos, sobre los cuales se realizan las reacciones químicas, tiene diferentes polaridades, el electrodo negativo, llamado cátodo del que se obtienen los depósitos metálicos según la reacción catódica y el electrodo positivo llamado ánodo en el que se produce el desprendimiento del gas según la reacción anódica. La reacción global que se establece es la siguiente:
Reacción Catódica: Cu2+ + 2e Æ Cuº Reacción Anódica: H2O Æ 2H+ + ½O2 + 2eReacción global:
Cu2+ + H2O Æ Cuo + ½O2 + 2H+
La masa del metal depositado se establece mediante la Ley de Faraday, que indica que la masa del metal depositado es proporcional a la cantidad de corriente que circula a través de la celda y al tiempo de operación de la electrólisis, esta ley queda expresada con la siguiente ecuación: m
=
M nF
(Definició n 3)
* I * t
donde: m: masa depositada en gramos M: peso molecular del metal depositado n: Valencia del ión metálico en la solución F: Constante de Faraday (96.487 coulomb/equivalente) I: Corriente que circula en Amperes T: Tiempo de operación de la electrólisis en segundos Además de estas reacciones, en el cátodo se producen reacciones no deseadas, como es el caso de la reacción siguiente: Fe
3+
→
Fe
2+
+
e
−
Esta reacción utiliza corriente que está destinada a la reducción de ión cúprico a cobre metálico, disminuyendo la masa de cobre depositada en el cátodo. La forma de medir esto, es la eficiencia de la corriente, que es la relación que numéricamente se
25
establece entre la masa del metal que teóricamente se depositará y la masa del metal que efectivamente se depositó en el cátodo en porcentaje [ref. 2; ref. 1]: η I
=
mreal mteórica
* 100
(Definición 4)
Actualmente la industria presenta valores de eficiencia entre 92% y 95%. Sin embargo la SCM El Abra el año 2006 presento un valor promedio de 87,5% de eficiencia. Junto con esta situación el ánodo vuelve a generar Fe 3+ a partir de Fe 2+, produciendo un circuito cerrado de producción de férrico en el cátodo, con las consecuencias mencionadas. 2.6 Lavado Cruzado 2.6.1 Etapa de lavado en la operación de extracción por solventes
La operación de extracción en SX, no es 100% eficaz, esto es que los extractantes ocupados no son completamente selectivos en extraer la especie de interés, sino que además de cobre, co-extraen hierro (ión férrico), mediante mecanismos químicos, que de seguir en el sistema y llegar a EW provoca ineficiencias tal como se mencionó en capítulos anteriores, Además de esta impurezas existen arrastres de índole físico que son partículas de PLS que se van junto al orgánico y que llevan consigo todas las impurezas propias que trae esta solución desde lixiviación (como por ejemplo ión ferroso) Una solución parcial para este problema es encontrar el tipo de extractante o la combinación adecuada de tipos de extractantes (combinación aldoxima-cetoxima por ejemplo) de forma tal de aumentar la selectividad Cu/Fe de ellos. En la práctica esto se realiza, sin embargo ya sea por los cambios en las condiciones (mineralogía o acidez) del sistema propias del dinamismo que posee una planta de extracción por solventes o por las condiciones propias del extractante, es tarea muy complicada encontrar una combinación que solucione completamente el problema de la selectividad. Para solucionar parte de este problema, y además solucionar el problema de los arrastres físicos, la mayoría de las plantas SX han incorporado una etapa de lavado en su operación. La función de esta etapa es lavar el orgánico cargado con agua limpia ( en el caso de la SCM El Abra, agua con 75 mg/L de cloro), y de esta forma disminuir los arrastres o impurezas de índole físico que vienen en este orgánico, evitando que pasen a la etapa de re-extracción siguiente. Si además al agua de lavado se le adiciona ácido, por ejemplo, mezclándolo con una proporción de electrólito pobre, se puede conseguir adicionalmente una limpieza de orden químico en que el agua de lavado pueda extraer parte del hierro que lleva el orgánico. De esta forma es posible tener, gracias al lavado un control físico y un control químico de las impurezas. 26
El circuito típico de una etapa de lavado para una planta hidro-metalúrgica para un tren, se muestra a continuación:
La figura muestra el circuito de lavado típico para un tren en que se encuentran la solución acuosa de lavado con el orgánico cargado proveniente de las etapas de extracción. Cada tren es independiente en cuanto a flujo de agua de entrada y salida. El agua de salida se va generalmente a la piscina de PLS (solución rica), donde se combina con este e ingresa nuevamente al circuito SX. Figur a 11: Etapa actual de lavado
2.6.2 Funcio namiento de la etapa de lavado
En SX la etapa de lavado funciona en forma similar al resto de las etapas de la operación, es decir la solución orgánica proveniente de extracción se mezcla con la solución acuosa en un equipo mezclador decantador de tal forma que el agua se mezcle con el orgánico cargado en continuidad acuosa para que aquellas partículas de PLS que fueron arrastradas por el orgánico no vayan a la etapa de re-extracción posterior, evitando que se mezclen con el electrolito rico elevando las impurezas en la solución . Además de esto se puede disminuir la concentración de ión férrico que fue atrapada químicamente por el extractante en la etapa de extracción vía la adición de acido sulfúrico al agua de lavado, de tal forma que esta agua acidulada actúe como un agente que desplace la ecuación de equilibrio de cobre y hierro, permitiendo una descarga de ambos. Sin embargo, esta situación si bien puede ser beneficiosa desde el punto de vista del hierro, se debe tener extremo cuidado en la cantidad de acido involucrado, porque también comienza a re-extraer parte del cobre, quedando una solución rica de lavado rica en cobre y hierro. Los parámetros básicos de una etapa de lavado son los siguientes [ref. 5]: -
Razón O/A global entre 50 y 200 Funcionamiento en continuidad acuosa ( O/A operacional = 0.9) Adición de acido sulfúrico para mejorar la eficiencia de lavado
En la actualidad la gran mayoría de los procesos SX posee etapas de lavado de orgánico, además de coalescedores de orgánico. Este último equipo es eficaz en 27
reducir los arrastres físicos, sin embargo se sabe que las etapas de lavado pueden ser eficaces en reducir impureza tanto como arrastre físico como por arrastre químico, lo que hace que la etapa de lavado tenga una relevancia mayor en las plantas SX. El siguiente esquema muestra el equipo mezclador- decantador típico para lavado en una planta SX:
Figura 12: Etapa de lavado c onvencional
La función de esta etapa entonces es disminuir las impurezas, que vienen con el orgánico, y que se resumen en: 50 y 1.000 mg/L de PLS con todas las impurezas propias de la lixiviación (incluyendo ión ferroso). - Ión férrico químicamente extraído y cargado en la solución orgánica. -
Una de las formas de controlar parte de estos arrastres físicos y químicos es el descarte de electrolito, con el consecuente costo que esto significa para la operación, debido a que se pierde oportunidad de tratamiento de cobre, reactivos necesarios en EW y que se adicionan en la etapa de re-extracción, ácido, etc. Por esto, no se puede tener un gran volumen de descarte y se hace necesaria una etapa de lavado eficiente para disminuir este volumen.
28
2.6.2.3 Concentr aciones aceptables de impu rezas en el electró lito
Para obtener mejores resultados operacionales, la experiencia muestra que los niveles de impurezas en el electrolito deberían estar en torno a los valores que muestra la tabla siguiente:
Tabla 1: Concentraciones aceptables de impurezas en electrólito
Especie cloro manganeso hierro total ión férrico (Fe3+)
Concentración < 30 mg/L < 50 mg/L 1-2 g/L < 1,5 g/L
Esto debe ser congruente con los valores exigidos para las consideraciones de calidad química del cátodo de cobre [ref 10]. 2.6.3 Lavado Cruzado 2.6.3.1 Etapa de Lavado Act ual
Como se mencionó en capítulos anteriores, la SCM El Abra, tiene una operación SX que comprende de 4 trenes independientes. Cada tren posee una etapa de lavado que funciona según lo descrito en los puntos 2.6.1 y 2.6.2 anteriores. Esta etapa funciona casi exclusivamente gracias a la recirculación que se le da al agua de lavado, ya que el flujo de agua de reposición que entra a cada lavado es del orden de 15 m 3/h, muy pequeño comparado con los 1.500 m 3/h de flujo de orgánico que entran a cada tren. Lo anterior significa que para las cuatro etapas de lavado, se necesitan 60 m 3/h, cifra que puede ser variable durante el año como se muestra en el gráfico siguiente que corresponde al consumo de agua total para toda la operación SX en las etapas de lavado del año 2006:
Figura 13: Agua reposici ón año 2006 29
Además de agua de 75 mg/L de Cl -, al lavado se le agrega una proporción de electrólito pobre para ayudar a re-extraer hierro, sin embargo esto trae como consecuencia una co-extracción de cobre. En el siguiente gráfico se puede apreciar el flujo de adición de electrólito pobre al lavado del último año:
Figura 14: Consumo electrólit o po bre año 2006
De esta forma el agua de lavado queda como agua ácida con una proporción de 2030 g/L de H 2SO4, aumentando el flujo acuoso final que entra a la etapa de lavado. 2.6.3.2 Circuito de lavado cruzado
La alternativa de lavado cruzado propone realizar una optimización del circuito de lavado actual, es decir pasar de una etapa de lavado independiente para cada tren, en que cada uno tiene su propio flujo de agua, a un flujo integrado de lavado en que el mismo flujo de agua se ocupe para todos los trenes de acuerdo al siguiente diagrama:
Figura 15: Circuito d e lavado cruzado
30
Donde: OC-E1X: Orgánico cargado proveniente de la etapa E1 del tren X OCL-WX: Orgánico cargado lavado que sale de la etapa de lavado de tren X WX: Etapa de lavado del tren X El flujo de agua total que se ocupará será de aproximadamente de un cuarto del que se ocupa actualmente, y será el que pasará de tren en tren hasta llegar al tren D, el agua de lavado tendrá como principal característica una concentración de H 2SO4 mucho mayor que lo ocupado hoy, y que corresponde a una combinación de 50% de agua de 75 mg/L de cloro y 50% de electrólito pobre, lo que logra un agua de lavado con una concentración de acido de aproximadamente 90 g/L y una concentración de Cu2+ de 20-25 g/L. 2.6.3.3 Princi pio químico del Lavado Cruzado
La proposición de este circuito es explicada por un concepto de equilibrio químico de las reacciones que ocurren en este sistema, o sea: H 2 SO 4
+
CuSO 4 → Cu
3 H 2 SO 4
+
Fe 2 ( SO 4 ) 3
H Total
=
H H
2+
→
+
2 SO 4
2 Fe 3
+
+
2−
+
6SO 4
2 H 2−
+
+
(5) 6 H
+
(6)
En que: +
, libre
+
H Me ( HSO4 ) n , asociado
(7)
Para que las dos primeras reacciones ocurran, debe haber el equilibrio de hidrógeno que se presenta en la ecuación (7), este equilibrio se está presente en cada uno de los trenes, y es explicado para el caso del cobre en que cuando se extrae un ión Me 2+, se liberan dos átomos de hidrógeno según la reacción química siguiente: [Cu2+]Aq + 2[HR]O ÅÆ [CuR 2]O + 2[H+]Aq
(8)
Donde la relación estequiométrica indica que por la extracción de 1g/L de Cu, se producen 1,54 g/L de H 2SO4. Análogamente para el caso del hierro, cuando se extrae un ión Me3+, se liberan tres átomos de hidrógeno según la reacción siguiente: [Fe3+]Aq + 3[HR]O ÅÆ [FeR 3]O + 3[H+]Aq
(9)
Cuando el orgánico comienza a lavarse con agua ácida, las reacciones de transferencia para cobre y hierro (ecuaciones (8) y (9) respectivamente) tienen un desplazamiento hacia la izquierda (reacciones controladas por el pH de la solución) lo que hace que en el agua de lavado quede una cantidad de ambos metales. Este fenómeno queda de manifiesto en las curvas de coeficiente de distribución D v/s pH para cobre y hierro, que como son distintas para pH iguales, la capacidad de extracción y re-extracción serán también distintas. A modo de ejemplo se muestra una curva para dos metales cualesquiera: 31
Figura 16: Coeficiente de di stribu ción para dos metales cualesquiera [Ref 4]
Entonces en un rango de pH ácido, para un extractante determinado (para una concentración determinada), el agua de lavado será capaz de llevarse cobre y hierro, desprendiéndolos de la solución orgánica, porque a gran concentración de ácido la reacción se desplaza hacia la izquierda. Esta situación se dará hasta un punto de saturación de las especies en el agua (que corresponde para D=1), sin embargo este punto es distinto para el cobre y el hierro, por tanto cuando el agua no pueda descargar más cobre desde la solución orgánica, si podrá seguir descargando hierro, de tal forma que es necesario trabajar en el rango de pH en que el agua de lavado puede concentrar hierro y esté próxima a la saturación por cobre. Numéricamente esta situación se puede apreciar específicamente para cobre y hierro en la etapa de extracción de la Planta Industrial, el gráfico siguiente muestra esta situación en forma práctica, en que el coeficiente de dilución llega a 1 a distintos valores de pH para cobre y hierro:
32
Coeficiente de Distribución para valores de la etapa de Extracción en Planta Industrial para Cu2+ y Fe3+ 8
n 7 i 6 e ó d c 5 . u 4 f i e b r 3 o t s 2 C i D 1
DCu DFe
0 0
0,5
1
1,5
2
2,5
pH Figura 17: Gráfico de coeficientes de Distribución
El hecho de trabajar con un pH ácido (bajo 1,5), es justamente aprovechar que las reacciones de extracción y re-extracción son reacciones de equilibrio químico, por lo que su sentido se puede invertir dependiendo de la actividad relativa de las especies. Es por eso que si aumentamos la concentración de H + se logra que la reacción se invierte hacia la izquierda, por lo que una de las características del agua de lavado es ser mezcla de 50% de agua de 75 mg/L de Cl - y 50% de electrólito pobre, consiguiendo dos importantes propiedades en esta etapa: o
o
Se logra una cantidad de ácido tal que logra re-extraer del orgánico la mayor cantidad de hierro. Posee una cantidad aproximada de 20-25 g/L de Cu 2+, lo que permite que el agua de lavado sólo re-extraiga una porción de cobre del orgánico antes de que se sature de él, por lo tanto en el primer tren (WA) se re-extraerá cobre hasta casi llegar a la saturación en el agua, y el segundo, tercero y cuarto tren, la re-extracción de cobre será mínima.
A pesar de que hay una re-extracción de cobre importante por parte del agua de lavado, al trabajar con un flujo de agua mucho menor que el flujo de solución orgánica (15 m3/h v/s 1.500 m 3/h), no afectaría en gran medida la concentración de cobre que irá a la etapa de re-extracción.
33
3. OBJETIVOS 3.1
Objetivos Generales
Evaluar un sistema de control de hierro en el circuito de extracción por solventes de SCM El Abra de modo que el proceso de electro-obtención trabaje eficientemente. Probar un circuito de lavado más eficiente para la operación de SX que permita disminuir la concentración de hierro que llega finalmente a la nave de EW, permitiendo aumentar la eficiencia de corriente en el proceso electrometalúrgico, mediante la instalación de una planta piloto SX que simule las principales características del circuito de lavado industrial. Evaluar económicamente la alternativa de lavado cruzado, que incluye ahorros por concepto de menor electrólito menor volumen de agua utilizada en la etapa de lavado de la operación de SX.
3.2
Objetivos Específicos
Realizar pruebas de laboratorio que permitan comprobar experimentalmente la validez teórica del nuevo circuito propuesto además de determinar parámetros a utilizar en las pruebas de la planta piloto. Implementación de una planta piloto SX, que simule las principales características correspondientes al circuito de lavado de la Planta Industrial. Realizar un programa de pruebas piloto capaz entregar resultados que permitan comprobar mediante pilotajes que es posible aumentar la eficiencia y la selectividad Cu/Fe en la etapa de lavado, con la utilización del circuito de lavado cruzado propuesto.
34
4 METODOLOGÍA 4.1 Implementación de una planta de lavado cru zado
Para la realización de las pruebas de “lavado cruzado”, se implementó una planta piloto de capacidad 3 gal/min. (11,4 L/min.), de tal forma de simular el proceso de lavado para los cuatro trenes, escalando las principales características del lavado de la planta industrial pero con el cambio al circuito de lavado cruzado propuesto anteriormente. El diagrama de la planta piloto se muestra en la siguiente figura: Æ
Flujo de orgánico Flujo de Acuoso -- > Corriente Eléctrica -- > Corriente Eléctrica
TABLERO ELÉCTRICO
VA
TK AR
TK OC
WA
VB
TK OC
WB
VC
Æ
VD
TK OC
TK OC
WC
WD
Figura 18: Diagrama Planta Piloto
La planta esta constituida por cuatro celdas de tipo de mezclador-decantador (existentes), tal como la planta industrial, pero con el nuevo circuito de lavado. El tablero eléctrico alimenta a las bombas que impulsan el flujo de solución orgánica cargada desde los estanques respectivos (en el diagrama TK OC), además el tablero eléctrico posee los variadores que regulan la velocidad de los mezcladores (VA, VB, VC y VD). Para regular el flujo de solución orgánica se mantiene una recirculación que devuelve flujo de esta solución a los estanques. Existe además una bomba que impulsa el agua de reposición desde el estanque de agua de reposición (TK AR) hacia la etapa de lavado A (WA). Una vez que el lavado se ha completado, la solución orgánica ya lavada 35
se elimina del sistema (en la planta industrial pasa a la etapa de re extracción), y el agua de lavado se elimina solo de la etapa de lavado D (WD). Cada una de las celdas del tipo mezclador-decantador correspondientes a WA, WB, WC y WD posee la siguiente configuración, con las dimensiones que se detallan a continuación:
A I
G
J
E F
C
D
N
H
O
B M
K
L Figura 19: Esquema del mezclador-decantador de la etapa de lavado Tabla 2: Dimensiones del mezclador-decantador de la etapa de lavado
Ítem Ancho (A) Alto (H) Largo (L) Diámetro de la turbina (B) C D E F G I J K M N O 36
Valor [cm] 35 35 93 20 20 33 22 8 10 28 10 32 5 27 4
Las celdas de material acrílico presentan en su parte inferior un sistema de válvulas que permite establecer recirculaciones de solución orgánica y acuosa, esta última es particularmente importante debido a que para lograr que el circuito de lavado tenga un funcionamiento correcto se necesita una gran recirculación de acuoso de acuerdo a los parámetros establecidos y que se mostrarán en los puntos siguientes, esta situación se presenta en las figuras siguientes. Zona mezclador Zona decantador Recirculación de orgánico
x
Zona sumidero de acuoso
x
Recirculación de acuoso
Zona sumidero de orgánico
Figura 20: Diagrama de vista post erior celda con r ecirculacion es
37
Figura 21: Vista posterior celda
Para ayudar a mantener la proporción de solución acuosa en la celda, cada una posee un regulador de solución acuosa, que consiste en un tubo que permite regular manualmente el flujo y la altura de la solución acuosa en el decantador de acuoso, tal como se muestra en la figura siguiente:
Figura 22: Regulador de solució n acuosa
Cada celda posee un mezclador con variador de velocidad, que además de la operación de mezclado se encarga de realizar la succión de la solución orgánica que proviene de los estanques y la succión de la solución acuosa de la etapa anterior 38
debido a que ambas ingresan por la parte inferior de la celda, justo bajo el eje del mezclador. Cada celda posee también una bomba de 13,6 L/min de capacidad máxima capaz de impulsar desde un estanque de 200 L. La solución orgánica hacia la celda y su flujo es controlado con las válvulas de recirculación que poseen los estanques, además de los flujómetros ubicados en la parte inferior de cada una de las celdas. La figura siguiente muestra la disposición de los estanques y su recirculación:
Figura 23: Estanques de orgánico y bombas de impul sión
Figura 24: Tablero eléctrico con variadores en su parte superior
39
Para reponer el agua de lavado, se utilizó una bomba peristáltica con una impulsión variable de 10 a 100 cm 3/min. Esta bomba impulsaba el flujo de agua de reposición hacia el tren A, y que posteriormente iba pasando a los demás celdas mediante un sistema de mangueras. Para evacuar las soluciones en caso de parada de planta o de emergencia por rebalse cada celda poseía en cada una de las zonas, esto es zona mezclador, zona decantador y zonas de sumidero válvulas de evacuación de soluciones, que permitían vaciar rápidamente la etapa de lavado. A continuación se muestran imágenes de la planta piloto instalada:
Figura 25: Vista General Planta Piloto
40
Figura 26: Vista lateral de la Planta Piloto
Figura 27: Vista superior de dos celdas de la Planta Piloto
41
4.2 Materiales utilizados en la impl ementación de la Planta Piloto
La implementación de la piloto requirió utilizar materiales que resistentes a las soluciones que pasarán por ella, esto quiere decir, resistentes al ácido y a la solución orgánica. Especial cuidado se tuvo para las piezas metálicas ocupadas porque la corrosión del ácido podría haber alterado los resultados. Con estos antecedentes se implementó la planta con los siguientes materiales: Tabla 3: Materiales de cons trucció n Planta Piloto
Parte de la Planta Celdas Mangueras Uniones Válvulas Abrazaderas Tornillos y tuercas Mezcladores - Brazo - Turbina Estanques
Material
Acrílico Mangueras de alta presión Plástico Plástico Acero inoxidable Acero inoxidable Acero inoxidable Acrílico Plástico
4.3 Programa de pru ebas pilo to a realizar
El programa de pruebas fue dividido en cuatro partes dependiendo de su propósito: -
Pruebas preliminares: Realizadas durante 5 días con funcionamiento continuo de la planta piloto (8 horas), para comprobar el normal funcionamiento de la misma.
-
Pruebas de escalamiento: Realizadas durante 2 días, con el objetivo de encontrar parámetros de escalamiento.
-
Pruebas piloto de concentración de ácido en el acuoso de 30-40 g/L de H 2SO4 (4 pruebas)
-
Pruebas piloto de concentración de ácido en el acuoso de 90-100 g/L de H 2SO4 (6 pruebas)
-
Pruebas de repetición (10 pruebas)
Las pruebas se realizaron en turnos de 8 horas 5 días a la semana.
42
Tabla 4 : Programa de pruebas
Semana 1 Semana 2 Semana 3 Semana 4 Semana 5 Pruebas preliminares XXXXXXX Pruebas de escalamiento XXX Pruebas piloto I XXXXXXX Pruebas piloto II XXXXXXX Repeticiones XXXXXXX 4.4 Escalamiento de la Planta Piloto
Para que las condiciones de la etapa de lavado fueran similares a la planta industrial, se realizaron escalamientos según: -
Flujos Velocidad de mezcladores 4.4.1 Escalamiento para los fluj os.
Para escalar los flujos de la planta piloto se igualó el tiempo de residencia de la planta industrial. El tiempo de residencia, razón que se establece entre el volumen del mezclador y el flujo total de solución que entra al mezclador, fue igualado en la planta piloto al valor obtenido en la planta industrial, de acuerdo a sus dimensiones. Con este criterio se obtuvieron los flujos a utilizar en la entrada de solución orgánica y en la entrada de solución acuosa que corresponde al agua de reposición para la planta piloto. Se estableció lo siguiente:
TPlanta piloto = TPlanta industrial V ( m3 .) Planta _ piloto Q (m / h) Planta _ piloto
=
V ( m3 .) Planta _ Industrial Q ( m / h) Planta _ Industrial
De acuerdo esto el tiempo de contacto íntimo de las partículas en la planta piloto sería el mismo que en la planta industrial. Se respetan para los cálculos las mismas razones O/A del mezclador, (real y operacional). En la tabla siguiente se muestran los valores finales ocupados en el dimensionamiento respectivo:
43
Tabla 5: Párametros de di seño planta pi loto PARÁMETROS MEZCLADOR
- Largo - Ancho - Alto - Volumen - Flujo PLS - Flujo Orgánico - Razón O/A - Tiempo de Residencia - Razón O/A operacional
PLANTA INDUSTIAL
PLANTA PILOTO
Valor
Unidad
Valor
Unidad
8,20 3,70 3,9 118,33 15 1500 100,00 4,7 0,9
(m) (m) (m) (m3) (m3/h) (m3/h) (min) -
30 30 25 23 0,048 4,75 100 4,7 0,9
(cm) (cm) (cm) (L) L/min (L/min) (min) -
4.4.2 Escalamiento de la agitación del mezclador
La agitación del mezclador se llevó a cabo de dos formas, la primera fue igualar las velocidades tangenciales y se trabajó sobre este valor, sin embargo como se trataba de una etapa de lavado en que la eliminación de arrastres de partículas acuosas en la solución orgánica es muy relevante, se midieron las concentraciones de arrastres acuosos en la solución orgánica, y se comparó con la etapa de lavado de la planta industrial, obteniendo resultados similares. Los resultados al igualar las velocidades tangenciales se muestran en la tabla siguiente:
Tabla 6: Dimensionamiento de la velocidad del agitador MEZCLADOR - Diámetro de la turbina - Agitación - Velocidad Tangencial - Razón O/A operacional
PLANTA INDUSTRIAL 172.5 (cm) 55 (rpm) 298 (m/min) 0,9 -
PLANTA 20 474 298 0,9
DECANTADOR - Largo - Ancho - Alto - Area - Flujo específico - Velocidad lineal orgánico - Altura de Orgánico en Extracción Tiempo residencia celda
PLANTA INDUSTIAL 29 (m) 28,0 (m) 1,1 (m) 812 (m2) 1,87 (cm/min) 4,8 (cm/s) 0,31 (m)
PLANTA PILOTO 67,5 (cm) 30 (cm) 35 (cm) 2.025 (cm 2) 2,37 (cm/min) 0,2 (cm/s) 13 (cm) 19,6 (min)
44
PILOTO (cm) (rpm) (m/min) -
Se realizaron entonces pruebas pre-liminares de mediciones de arrastres acuosos en la solución orgánica una vez lavada, y se compararon con los datos industriales. Los resultados obtenidos se muestran en los gráficos siguientes:
ARRASTRES DE ACUOSO EN ORGÁNICO CARGADO PLANTA INDUSTRIAL 800 700 600
WA
500 L / g 400
WB WC
m
300
WD
200 100 0 17-jun
06-ago
25-sep
14-nov
03-ene
Fecha de muestreo
Figura 28: Arrastres A/O Planta Industri al
ARRASTRES DE ACUOSO EN ORGÁNICO CARGADO PLANTA PILOTO 600 500 WA
400
L / g 300 m
WB WC
200
WD
100
Figura 29: Gráfico arrastres A /O Planta pilot o
0 0
1
2
3
4
Pruebas
Figura 30: Arrastres A/O en Planta Piloto
Al observar ambos gráficos, se puede apreciar que tanto para a planta industrial como para la planta piloto los arrastres de acuoso en la solución orgánica cargada, 45
luego del lavado están mayoritariamente dentro de un rango de 100 a 300 mg/L, por lo que se consideró un rango de agitación escalado y representativo de la planta industrial. Si ahora se observa las concentraciones de SO 42-, que es un trazador, y que es el dato con que se calculan los arrastres de acuoso en orgánico, obviamente se muestra una tendencia similar, comparando la planta industrial con la planta piloto (se observan concentraciones mayoritarias entre 10 y 30 mg/L de SO 42-).
CONCENTRACIÓN SO4= EN ORGÁNICO LAVADO PLANTA INDUSTRIAL AÑO 2006 50 40 WA 30 L / g m20
WB WC WD
10 0 30-jul
18-sep
07-nov
27-dic
Fecha muestreo
Figura 31: Concentración de Sulfato en la Planta Industrial
CONCENTRACÓN SO4= EN ORGÁNICO LAVADO PLANTA PILOTO 70 60 50
WA
L / 40 g m30
WB
20
WD
WC
10 0 0
1
2
3
4
Pruebas Figura 32: Concentración Sulfato en Planta Piloto
Por lo tanto se consideró una velocidad de agitación entre 460 y 490 rpm. 46
4.5 Parámetros a mejorar: Selectividad del hierro y eficiencia de Lavado
Dos aspectos a mejorar en las pruebas de lavado a realizar fueron la selectividad del cobre con respecto al hierro, medida después de la etapa de lavado y la eficiencia de lavado actual. Los valores obtenidos para estos parámetros en los meses en que se realizaron las pruebas de lavado se presentan en los gráficos siguientes:
SELECTIVIDAD CU/FE DESPUÉS DE ETAPA DE LAVADO PLANTA INDUSTRIAL AÑO 2006 5000 4500 4000 3500 d a 3000 d i v i t 2500 c e l e 2000 S
WA WB WC WD
1500 1000 500 0 o g a 5
o g a 9 1
p e s 2
p e s 6 1
p e s 0 3
t c o 4 1
t c o 8 2
v o n 1 1
v o n 5 2
c i d 9
c i d 3 2
Fecha
Figura 33: Selectividad después de l avado en Planta Industri al
Se puede observar que para el segundo semestre del año 2006, fecha de realización de las pruebas en la planta piloto, la selectividad después de lavado tiene una razón promedio para todos los trenes de 1.610. Además la etapa de lavado a la fecha de las pruebas, mostró las siguientes eficiencias:
47
EFICIENCIA DE LAVADO PLANTA INDUSTRIAL AÑO 2006 80 ] 70 60 % [ a 50 i c 40 n e 30 i c i f 20 E 10 0
Tren A Tren B Tren C Tren D l u j 7 2
o g a 6 1
p e s 5 0
p e s 5 2
t c o 5 1
v o n 4 0
v o n 4 2
c i d 4 1
e n e 3 0
Fecha Figura 34: Eficiencia de Lavado año 2006
Al observar las tendencias de la eficiencia, para todos los trenes, estas fluctúan entre un 40% y un 70%. 4.6 Eficiencia de Mezclado
Para lograr tener la misma eficiencia de mezclado existente en el proceso, un 9398%, se realizó una prueba de laboratorio de la misma forma en que se mide la eficiencia de mezclado en la planta industrial. Es una eficiencia relativa, ya que depende de una prueba de laboratorio llamada “prueba de equilibrio” al que se le da valor 100% y se contrasta con valores obtenidos en la planta industrial para la concentración de Cu 2+. En este caso se contrastó con valores obtenidos en la planta piloto. Los resultados se muestran a continuación: Tabla 7: Concentración Inici al de Agua de Lavado p or Tren
Tren A B C D
Cu [g/L] 32,4 37,8 41,3 44,6
Tabla 8: Prueba de equili brio en laboratorio, soluc ión acuos a decantada Luego de mezclar por 5 minutos según procedimiento de laboratorio.
Tren A B C D
Cu [g/L] 34,6 39,3 42,3 45,5
48
Estos valores fueron considerados como 100% de eficiencia en el mezclado y se contrastaron con las muestras tomadas para las pruebas con los parámetros a utilizar en la planta piloto. Se obtuvieron los resultados siguientes: EFICIENCIA DE MEZCL ADO PLA NTA PIL OTO 100 ] % [ a i c n e i c i f E
90
Tren A
80
Tren B
70
Tren C
60
Tren D
50 0
1
2
3
4
N° de pr uebas
Figura 35: Eficiencia de Mezclado Planta Piloto
Se puede observar que para casi todas las pruebas realizadas las eficiencias de mezclado fueron superiores a 93% lo que coincide con los resultados industriales.
4.7 Reactivo s utilizados en el proceso 4.7.1 Sistema Orgáni co
Al igual que en la planta industrial de la SCM El Abra, en la realización de las pruebas piloto se utilizaron los mismos reactivos. Con el fin de compensar selectividad, extracción y descarga se utiliza una mezcla de aldoximas y cetoximas comerciales de la empresa Cognis que en general presentan la reacción siguiente [Ref 6]: 2RH(ORG) + Cu2+ Æ R2Cu(ORG) + 2H+(AQ) •
Aldoxima: LIX 612 LNV
Es un extractante diseñado para plantas que requieren una buena selectividad Cu/Fe, y utiliza un modificador de fase que tiene una viscosidad más baja que muchos otros extractantes por lo que aumenta muy poco la viscosidad del orgánico. Como muestra la ecuación anterior estos reactivos son pH dependientes. Algunas propiedades para pruebas estándar que se tienen las siguientes:
49
Tabla 9: Propiedades LIX 612 LNV COGNIS
PROPIEDADES FÍSICAS Gravedad Específica (25ºC) Punto de Fusión Solubilidad del complejo de cobre
0.91-0.93 Mayor a 160ºF >30 g/L Cu a 25ºC
ESPECIFICACIONES Máxima carga de cobre Isoterma de extracción Cinética de extracción Selectividad Cu/Fe Separación de fases Transferencia de Cu Cinética de re-extracción (stripping) Separación de fases en la re-extracción •
> 5,5 g/L Cu > 4,65 g/L Cu > 95% (30 s) > 4000 < 70 seg. > 2,85 g/L Cu > 95% (30 s) < 80 segundos
Cetoxima: LIX 84-IC
Es una oxima acuosa insoluble en una mezcla con un diluyente hidrocarbono que posee un alto punto de fusión. Su reacción es la misma que se muestra para la aldoxima, por lo que también es pH dependiente. Es especialmente diseñada para que el stripping o la descarga en soluciones ácidas sea óptima. Tabla 10: Propiedades LIX 84IC COGNIS
PROPIEDADES FÍSICAS Gravedad Específica (25ºC) Punto de Fusión Solubilidad del complejo de cobre ESPECIFICACIONES Máxima carga de cobre Isoterma de extracción Cinética de extracción Selectividad Cu/Fe Separación de fases Transferencia de Cu Cinética de re-extracción (stripping) Separación de fases en la reextracción
0,945-0,965 Mayor a 170ºF >30 g/L Cu a 25ºC 4,7-5,0 g/L Cu > 3,65 g/L Cu > 90% ( 60 s) > 2000 < 60 s. > 3,30 g/L Cu > 90% (30 s) < 80 segundos
Para este extractante se muestra en la siguiente figura la isoterma de extracción, que se puede apreciar la co-extracción del cobre y del hierro a un pH = 2, donde se encuentra la máxima extracción de cobre, por lo tanto en la planta industrial se manejan estos rangos de acidez.
50
Figura 36: Isoterm a de extracción para LIX 84IC
En El Abra se utilizan actualmente una combinación de aldoximas y cetoximas perteneciente a la empresa Cognis, que combina la alta fuerza extractiva y la cinética rápida de las primeras, con las excelentes características físicas de operación y estabilidad de las cetoximas, y posee entre otras características una buena selectividad Cu/Fe. La mezcla utilizada y los nombres comerciales se muestran en la tabla siguiente:
Tabla 11: Mezcla de extract antes uti lizada en la SCM El Abr a
Extractante Aldoxima Cetoxima
Proporción 42% 58%
Nombre Comercial LIX 84I (Nonil Cetoxima) Lix 860 ni (Nonil Aldoxima)
Para disminuir la viscosidad del extractante, la operación utiliza el diluyente de la Empresa Shell, conocido comercialmente como Shell Soil 2046 2 . 4.7.2 Sistema Acuoso
El sistema acuoso en la etapa de lavado corresponde al agua de lavado propiamente tal, para lograr los objetivos del lavado cruzado, se utilizó la misma calidad de agua de lavado de la planta industrial, es decir agua con 75 mg/L de cloro. Para lograr la acidez necesaria, y una concentración de cobre determinada (para lograr posteriormente la saturación) el agua se mezcló con distintas proporciones de electrólito pobre de forma de tener concentraciones de 90 g/L y 30 g/L de ácido en el sistema.
2
Ficha técnica en Anexo 51
4.8 4.8 Construcció n de curvas de extracción y curvas de coeficiente de distribución.
Se realizaron pruebas de laboratorio para encontrar las curvas de extracción y curva de coeficiente de distribución v/s pH. Estas pruebas permitieron comprobar experimentalmente que para la combinación de extractantes que se utilizan en la planta industrial, el cobre (Cu 2+) se comienza a extraer a un menor pH que el hierro, o sea que el punto para el cual la ecuación de extracción de cobre comienza a desplazarse hacia la izquierda, se logra a un menor pH que para la ecuación de extracción de hierro. Las pruebas se realizaron con PLS sintético y con PLS de planta, se hicieron transferencias transferenci as a distintos pH y ambas arrojaron resultados similares. Los resultados obtenidos se muestran a continuación: Coeficiente de distri bución PLS de Planta Planta 30,0
25,0 n ó i c u 20,0 b i r t s i D e 15,0 d e t n e i c i 10,0 f e o C
D Cu(II) D Fe(III)
5,0
0,0 0
0,5
1
1,5
2
2,5
3
pH
Figura 37: 37: Coeficiente de Distribuc ión, para PLS planta
52
Coeficiente de Distribución PLS sintético 25,0
20,0 n ó i c u b i r 15,0 t s i D e d e t n 10,0 e i c i f e o C
D Cu(II) D Fe(III)
5,0
0,0 0
0,5
1
1,5
2
2,5
pH
Figura 38: 38: Coeficiente de Distribuci ón, PLS sintético
En ambos gráficos de coeficiente de distribución v/s pH, se observa el mismo efecto, que el equilibrio (D=1) se logra a un menor pH para el cobre que para el hierro, por lo tanto en una etapa de lavado con solución acuosa ácida, (que se podría asimilar a una etapa de re-extracción), la solución de lavado se saturaría por cobre en primera instancia y posteriorment posteriormente e por hierro. Esto quiere decir que para rangos de pH= 0,7-0,8 (DCu=1) a pH= 1,3-1,5 (D Fe=1) es posible seguir re extrayendo hierro cuando el agua de lavado está ya saturada de cobre tal Como se observa en el gráfico anterior. 4.9 4.9 Análisis Anális is Químico
Para la realización de los análisis químicos en laboratorio, se consideraron las siguientes metodologías de análisis por especies 3 :
3
Datos aportados por el Laboratorio Químico de SCM El Abra
53
Tabla Tabla 12: Tipo d e análisis r ealizado ealizado en Laboratorio
SOLUCIÓN ORGÁNICA Especie Cu 2+
Análisis Absorción atómica (con espectro fotómetro molecular) Absorción Atómica (con espectro FeTotal fotómetro molecular) análisis de SO 42- (método sulfato) Ar ras tres tr es A/O Gravimetría SO42SOLUCIÓN ACUOSA Especie Análisis 2+ Volumetría Cu 2+ Volumetría Fe Absorción atómica Fetotal 3+ Diferencia Fet y Fe 2+ Fe Volumetría y Absorción atómica Cl Volumetría H2SO4 pH-metro digital pH 2+ Absorción atómica Mn Termómetro digital T° 4.10 4.10 Método Método s de d e cálcul o y balances
Para la realización de los cálculos y balances se siguió la siguiente metodología: -
Cuando se trató de cifras estadísticas dadas por el historial de la Planta Industrial, se consideraron promedio simples, sin considerar el 10% de los valores extremos; además para que se pudieran comparar los valores obtenidos en la Planta Piloto con los valores obtenidos en la Planta Industrial, se consideró los mismos meses en que la Planta Piloto operó.
-
Los balances finales de las pruebas corresponden para el caso de hierro a los datos obtenidos por la solución orgánica, debido a que sus análisis son de mayor exactitud, al ser cifras muy pequeñas (del orden de mg/L).
-
Los balances de cobre fueron hechos según los resultados de la solución acuosa, debido a la importancia del aumento de cobre en esta solución a la salida del sistema.
-
Las Eficiencias fueron calculadas como: η =
ValorInicial − ValorFinal ValorInicial
54
* 100
-
La Razón de Selectividad Cu/Fe fue calculada de acuerdo a la metodología del Laboratorio de SCM El Abra como:
RS
=
Concentración _ Cu _ fase _ org Concentración _ Fe( III ) _ fase _ org
*1000
- Para considerar los valores netos de concentración de cobre y hierro en la solución orgánica descargada se establecieron los valores promedios de concentración de cobre y hierro durante el periodo de pruebas, esto fue de [Cu 2+]= 1,9 g/L, y [Fe T]= 1,1 mg/L. -
Análisis económico detallado en el capítulo de anexos.
5 RESULTADOS 5.1 Puesta en March a de la Planta Piloto
Para la realización de las pruebas de lavado, se debió poner en correcto funcionamiento la planta piloto, para eso se debió ajustar los flujos, medir velocidades de agitación, preparar las soluciones a utilizar y considerar los requerimientos de seguridad necesarios para operar. 5.1.2 Pruebas de estanquid ad
Antes de comenzar a operar la planta piloto se realizaron dos pruebas de estanquidad, con el fin de asegurar que no hubiese filtraciones tanto en estanques, celdas y uniones de mangueras con material plástico. Para la realización de las pruebas de estanquidad se llenaron los estanques y las celdas con agua industrial en un 90% aproximadamente y se hicieron funcionar las bombas por 5 minutos, de forma tal que las mangueras quedaran con agua, posterior a esto se dejó el sistema en reposo durante 10 horas y se comprobó filtraciones en el sistema. Se repararon, se repitió la prueba y se obtuvieron los resultados deseados: sin filtraciones. 5.1.3 Pruebas hidráulicas
Para comprobar el correcto funcionamiento de la planta piloto se consideró una serie de pruebas hidráulicas con el fin de que hubiese un correcto funcionamiento de los equipos, tanto de bombas como de mezcladores, se realizaron 3 pruebas hidráulicas, en que se llenaron todos los estanques y las celdas con agua industrial, se puso en marcha la planta y se observó el comportamiento de algunos parámetros esenciales. El conjunto de pruebas incluyó: 55
-
Comprobación del funcionamiento de bombas y flujos. Comprobación de mezcladores y velocidades angulares. Comprobación del estado general de la planta. 5.1.3.1 Compro bación de bombas y flujos
El correcto funcionamiento de las 5 bombas que componen la planta requirió de una correcta instalación del tablero eléctrico, lo incluyó cambio a enchufes tipo Legrand por razones de seguridad y aislamiento de los cables para evitar contactos con las soluciones empleadas. La capacidad de impulsión máxima de las bombas era muy superior a la necesaria (13,6 L/min) según los cálculos de escalamiento de la Planta Piloto (4,75 L/min), por esta razón las recirculaciones existentes a la salida de los estanques jugaron un rol fundamental al momento de regular los flujómetros. En primera instancia, con los decantadores vacíos, la zona de mezcla de las celdas a un 25% de su capacidad con agua industrial y los estanques de agua de lavado y de solución orgánica completos en capacidad, se procedió a accionar los mezcladores y las bombas una a una, según trenes A, B, C, D y bomba de agua de lavado, con una diferencia de 15 minutos por cada tren, se abrieron las recirculaciones de los estanques a un 100% y con la válvula del flujómetro se procedió a controlar el flujo que entraba a cada celda según escalamiento. Las bombas fueron dejadas en funcionamiento por 3 horas, llenando de agua cada 20 minutos los estanques. Se logró una estabilización de los flujos. La bomba del agua de reposición a diferencia del resto tenía un funcionamiento de diafragma con una regulación de flujo de 0 a 100 cm 3/min. Sin embargo, para que su trabajo fuera el esperado se comprobó el flujo mediante una probeta y un cronómetro.
56
5.1.3.2 Compro bación de mezcladores y velocidades angulares
Mediante un tacómetro digital se regularon las velocidades angulares de los 4 mezcladores. Para lograr el objetivo, una vez que las celdas se encontraban a un 50% de su capacidad con agua, se dio marcha al funcionamiento de los mezcladores y se procedió a regular las velocidades. Dos personas debieron de participar en la prueba, debido a que un operador debía controlar en el panel eléctrico los variadores de velocidad que poseían los mezcladores y la otra persona debía controlar la velocidad mediante el tacómetro digital, directamente en la celda. Se logró así obtener un rango entre 460 y 490 rpm, sin embargo por las variaciones obtenidas en las mediciones se decidió controlar y estabilizar este parámetro cada vez que se realizara una de las pruebas de lavado posteriores, se verificó además que los mezcladores lograrán impulsar y lograr la succión hacia la celda las soluciones que procedían de la etapa anterior (según el circuito de lavado) y la solución que venia de los estanques. 5.1.3.3 Compro bación del estado general de la planta
Ya con los flujos y las velocidades angulares reguladas y controladas se procedió a realizar una prueba general de la planta, funcionando con agua industrial, se procedió de la siguiente forma: a) Llenado de estanques b) Verificación de válvulas: - Válvulas de paso de soluciones abiertas. - Válvulas de recirculación de estanque abierta. - Válvula de recirculación de solución orgánica y acuosa cerradas. - Válvulas de evacuación de soluciones cerradas. c) Accionamiento de la bomba de agua de reposición y medición de flujos con probeta y cronómetro. d) Accionamiento de bomba correspondiente al lavado del tren A, verificación de flujo. e) Accionamiento del mezclador correspondiente al lavado A y verificación de velocidad angular mediante tacómetro digital. f) Una vez en funcionamiento la etapa A se procedió de igual forma a accionar el funcionamiento de la etapa B, posteriormente C y D. g) Se llenaron los estanques periódicamente y se mantuvo en funcionamiento la planta con todas sus etapas en forma simultánea por dos horas.
57
5.1.4 Puesta en marcha
La puesta en marcha de la planta se realizó según procedimiento creado especialmente para operar. Se realizó en 8 horas de trabajo continuo e incluyó lo siguiente: a) Se energizó el sistema. b) Se comienzaron a llenar los estanques de solución orgánica, con sus respectivas válvulas de salida cerradas, cada 15 minutos se repitió este procedimiento de tal modo de que el estanque nunca se encuentrara completamente vacío. c) Se comienzó a llenar el estanque de agua de lavado con la proporción adecuada de agua de 75 mg/L de Cl - y electrólito pobre. d) Una vez llenos los estanques se accionaron las bombas del agua de lavado y se comienzó a echar adicionalmente agua de lavado en forma manual con bidones directamente a la zona de mezclado correspondiente al tren A, con las recirculaciones de la celda abiertas, de modo que se formara una “cama” de solución acuosa en toda la celda. Esta cama ocupó el 70% del volumen de la celda (medido por altura). e) Mediante una probeta de 100 cm 3 y cronómetro se controló y se fijó el flujo de agua de lavado para la bomba correspondiente. f) Se puso en funcionamiento la bomba correspondiente al tren A, y con las válvulas de recirculación de flujo al estanque abierta al 100% y la válvula asociada al flujómetro se reguló el flujo de orgánico requerido. g) Se puso en funcionamiento el mezclador A y se regularon las rpm con el variador de velocidad y el tacómetro digital. h) Con un bandómetro se comienzaron a medir la razón O/A en la zona de mezcla hasta obtener la razón deseada, para esto se recurrió a la válvula de recirculación de solución acuosa ubicada en la parte inferior de la celda y al regulador de acuoso. El bandómetro, correspondía a una probeta adosada a una varilla plástica tal como se muestra en la figura siguiente:
58
Figura 39: Bandómetro utilizado
i) Una vez obtenida la razón O/A deseada, se procedió a abrir el paso de agua de lavado hacia la etapa de lavado del tren B (según circuito) y se continuó adicionando agua de lavado extra a la celda de lavado A, hasta la formación de una “cama” de solución acuosa en la celda de lavado B, correspondiente a un 70% del volumen de la celda. j) Una vez obtenido el volumen de solución acuosa deseado se puso en funcionamiento la bomba correspondiente al tren B, con las válvula de recirculación de flujo al estanque abierta al 100% y la válvula asociada al flujómetro se reguló el flujo de orgánico requerido. k) Se puso en funcionamiento el mezclador B y se regularon las rpm con el variador de velocidad y el tacómetro digital. l) Se midió la razón O/A con el bandómetro en la zona de mezcla del tren B, y chequeó la razón O/A del tren A. Esta razón se reguló con las recirculaciones de solución acuosa y con el regulador del nivel de acuoso ubicado en el vertedero de solución acuosa. m) Cuando se obtuvo la razón O/A deseada y una altura de orgánico para las celdas A y B de 13 cm. aproximadamente, el flujo de agua comenzó a pasar a la etapa de lavado correspondiente al tren C. n) Se siguieron para el tren C y posteriormente para el tren D, los pasos i) hasta m), teniendo las siguientes consideraciones: Adición de agua de lavado manualmente desde el tren A Medición de la razón O/A en todas las etapas Relleno de estanques de solución orgánica y acuosa constantemente cada 15 minutos. -
o) Una vez que las cuatro etapas estuvieron en funcionamiento, la planta completa estuvo en proceso pleno durante cuatro horas. Se mantuvieron las razones, las “camas” de solución orgánica y se eliminó la adición manual de agua de lavado. 59
p) Con la planta en régimen se pudieron tomar las muestras en los vertederos. 5.1.5 Defini ción de condici ones de operación
Las condiciones de operación de la planta fueron definidas de acuerdo a criterios de escalamiento y de criterios operacionales, en la siguiente tabla se muestran las condiciones de operación y los criterios empleados: Tabla 13: Condiciones de Operación d e la planta pilo to
CONDICIÓN DE OPERACIÓN O/AGlobal O/AOperacional Flujo de solución Orgánica Flujo de solución Acuosa Velocidad agitadores Cama de solución acuosa en decantadores Temperatura
VALOR
CRITERIO EMPLEADO
100 0,9 4,75 [L/min]
Según Planta Industrial Según Planta Industrial Según dimensionamiento
45 [cm3/min]
Según dimensionamiento
460- 490 [rpm] 13 [cm]
Según dimensionamiento Altura que permite minimizar arrastres de solución acuosa al vertedero de solución orgánica. Temperatura que existía en la planta industrial en el momento de las pruebas. Variable, debido a que dependía de las condiciones de acidez en la solución acuosa, de acuerdo a la prueba de lavado Se consideró este valor luego de realizar pruebas respectivas
20 [°C] (promedio)
pH
variable
Eficiencia de mezclado
95 [%]
5.2 Pruebas de lavado
Se realizaron pruebas de lavado con distintas concentraciones de ácido en el agua de lavado, y se obtuvo los siguientes resultados:
60
5.2.1 Pruebas de Lavado Cruzado 90-100 g/L ácido
Figur a 40: Result ados Prueba de Lavado N° 1
RESULTADOS PRUEBA 1 100
14000
90
12000
80 ] % [ a i c n e i c i f E
70
10000
60
8000
50 40
6000
30
4000
d a d i v i t c e l e S
20 2000
10 0
0 A
B
C
Trenes
D
Eficiencia Selectividad
Figura 41: Gráfico Eficiencia y Selectividad Cu/Fe, Prueba N° 1
61
Figura 42: Resultados prueba de Lavado N° 2
RESULTADOS PRUEBA 2 100
14000
90
12000
80 ] % [ a i c n e i c i f E
70
10000
60
8000 i d
d a
v i t c e 6000 l e S
50 40 30
4000
20 2000
10 0
0 A
B
C
trenes
D
Selectividad Eficiencia
Figura 43: Gráfico Eficiencia y Selectividad Cu/Fe, Prueba N° 2
62
Figur a 44: Result ados Prueba de Lavado N° 3
RESULTADOS PRUEBA 3
100
10000
90
9000
80
8000
70
7000
60
6000
50
5000
40
4000
30
3000
20
2000
10
1000
] % [ a i c n e i c i f E
0
d a d i v i t c e l e S
0 A
B
C
Trenes
D Eficiencia Selectividad
Figura 45: Gráfico Eficiencia y Selectividad Cu/Fe, Prueba N° 3
63
Figura 46: Result ados Prueba de lavado N° 4
RESULTADOS PRUEBA 4 100
10000
90
9000
80
8000
70
7000
60
6000
50
5000
40
4000
30
3000
20
2000
10
1000
] % [ a i c n e i c i f E
0
d a d i v i t c e l e S
0 A
B
C
Trenes
D
Eficiencia Selectividad
Figura 47: Gráfico Eficiencia y Selectividad Cu/Fe, Prueba N° 4
64
Figur a 48: Result ados Prueba de Lavado N° 5
RESULTADOS PRUEBA 5 100
10000
90
9000
80
8000
70
7000
60
6000
50
5000
40
4000
30
3000
20
2000
10
1000
] % [ a i c n e i c i f E
0
d a d i v i t c e l e S
0 A
B
C
Trenes
D Eficiencia Selectividad
Figura 49: Gráfico Efi cienc ia y Selectivi dad Cu/Fe, Prueba N° 5
65
Figur a 50: 50: Result ados Prueba de Lavado N° 6
RESULTADOS PRUEBA 6 90
6000
80 5000 70 ] 60 % [ a 50 i c n e i 40 c i f E 30
4000
d a d i v i 3000 t c e l e 2000 S
20 1000 10 0
0 A
B
C
Trenes
D
Eficiencia Selectividad
Figura 51: Gráfico Eficiencia y Selectividad Cu/Fe, Prueba N° 6
66
Figur a 52: 52: Result ados Prueba de Lavado N° 7
RESULTADOS RESULTADOS PRUEBA 7 90
6000
80
5000
70 ] %60 [ a 50 i c n e 40 i c i f E 30
4000 d
a d i v i 3000 t c e l e 2000 S
20
1000
10 0
0 A
B
C
Trenes
D Eficiencia Selectividad
Figura 53: Gráfico Eficiencia y Selectividad Cu/Fe, Prueba N° 7
67
5.2.2 5.2.2 Pruebas Prueb as de Lavado Cruzado 30-40 30-40 g/L áci ácido do
Figur a 54: 54: Result ados Prueba de Lavado N° 8
RESULTADOS PRUEBA 8 70
2150
69
2100
] %68 [ a i c n 67 e i c i f E 66
2050
65
1850
d a
2000 d i
v i t c l 1950 e e S
1900
64
1800 A
B
C
Trenes
D Eficiencia Selectividad
Figura 55: Gráfico Eficiencia y Selectividad Cu/Fe, Prueba N° 8
68
Figur a 56: Result ados Prueba de Lavado N° 9
RESULTADOS PRUEBA 9 80
2500
70 2000
60
] % [ 50 a i c 40 n e i c i f 30 E
d d i v i t c e 1000 l e S
1500 a
20
500
10 0
0 A
B
C
Trenes
D Eficiencia Selectividad
Figura 57: Gráfico Efi cienc ia y Selectivi dad Cu/Fe, Prueba N° 9
69
Figur a 58: Resultado s Prueba de Lavado N° 10
RESULTADOS PRUEBA 10 68
2500
66 2000
64 ] 62 % [ a i c 60 n e i c i f 58 E
1500 d a
d i v t c e l e 1000 S
56
500
54 52
0 A
B
C
Trenes
D Eficiencia Selectividad
Figura 59: Gráfico Efici encia y Selecti vid ad Cu/Fe, Prueba N° 10
70
5.3 Simulació n de Lavado Cruzado
Con el programa Isocal que provee empresa Cognis, se realizó una simulación de la etapa de lavado, suponiendo el circuito de lavado cruzado, se obtuvo así el siguiente resultado:
Figura 60: Simulación Lavado Cruzado, prog rama Isocal
71
Figura 61: Diagrama McCabe-Thiele, para cobre co n Lavado Cru zado
Figura 62: Diagrama McCabe-Thiele, magnificado para cobre con Lavado Cruzado
72
5.4 An álisis de Resultados
De los resultados de las pruebas y simulación, se puede establecer lo siguiente: a) Para los casos de ácido entre 90 y 100 g/L, la razón de selectividad Cu/Fe aumentó en forma importante, en comparación a los valores industriales (7.000 para los lavados A, B, C Y 2.100 para el lavado D, y un promedio de 1.610 para la planta industrial). Sin embargo, al observar las pruebas correspondientes a valores de ácido entre 30 y 40 g/L (similares a los que se tiene en la actualidad), se observa sólo leve aumento de la selectividad. El mismo fenómeno ocurre con la eficiencia de la etapa de lavado. b) Se observó una disminución de la selectividad Cu/Fe y de la eficiencia en el último tren que llegan casi a los valores que se tienen con el circuito convencional, lo que se explica por que al ir disminuyendo la concentración de ácido en la solución acuosa, el hierro deja de descargarse hacia ella. c) Existe una tendencia a la estabilización del cobre en la solución acuosa, mientras que en el primer tren, la concentración de cobre sube bruscamente, a partir del segundo tren el incremento va haciéndose menor. Esto se explica porque se va llegando al equilibrio, y la ecuación de transferencia de cobre se desplaza a la derecha, permitiendo una extracción de cobre y no una descarga. d) Para casi todas las pruebas, el ácido disminuyó a medida que el agua de lavado avanza por los trenes, lo que concuerda con la teoría, y el balance de hierro mostrado en ella. e) Los valores de concentración de cobre en la solución orgánica se mantuvieron prácticamente constantes, aunque se esperaba que en los primeros trenes hubiese una leve disminución. f) A diferencia de las pruebas 1 a 7, en las últimas tres se incluyó un análisis de Mn , este está en el sistema casi únicamente por arrastre físico, por lo tanto como la operación de la planta piloto tenía condiciones de arrastre A/O similares la planta industrial la concentración de Mn 2+ no debiera ser muy distinta en ambos casos. La diferencia puede ser explicada por el escaso número de pruebas. Los siguientes gráficos muestran esta diferencia: 2+
73
Concentració n Mn en Agua de Lavado año 2006 200 180 160 140 WA
120
L / g 100 m
WB WC
80
WD
60 40 20 0 17-jun
06-ago
25-sep
14-no v
03-ene
22-f eb
Fecha
Figura 63: Concentración de Mn, Lavado Planta Industrial
Concentac ión de Mn en Pruebas de Lavado Cruzado 60 50 40
WA
L / g 30 m
WB
20
WD
WC
10 0 7
8
9
10
N° Pruebas
Figura 64: Concentración de Mn Planta Piloto
g) Para el caso del cloro se puede establecer que el rango en que se manejan los valores para ambas plantas son similares, sin embargo la mayor parte de los valores de concentración de Cl - en las pruebas de lavado, están bajo los 100 mg/L, no así en la planta industrial. Por lo tanto, se espera que los niveles de Cl - sean mayores en la solución orgánica cargada que va a re-extracción aplicando el lavado cruzado. Los siguientes gráficos, muestran tal situación:
74
Concentr ación Cl- en Agua de Lavado año 2006 350 300 250
WA
200 L / g m 150
WB WC WD
100 50 0 17- jun
06- ago
25- sep
14- nov
03- ene
22- feb
Fecha
Figura 65: Concentración de Cl -, Lavado, Planta Industrial
Concent ación de Cl- en Prueb as de Lavado Cru zado 200 180 160 140 120
WA
L / g 100 m
WB WC
80 60 40 20 0
WD
0
2
4
6
8
10
12
N° de pr ueb a
Figura 66: Concentración de Mn Planta Piloto
Hay que considerar también que el agua de lavado utilizada en el proceso, no viene siempre con una concentración estable de Cl - de 75 mg/L, este es un valor referencial que entrega la planta de tratamiento de aguas. Este valor suele ser superior. h) Al simular con el programa Isocal, se observa una disminución importante de la concentración de cobre en la solución orgánica para W-A, en comparación a las siguientes etapas de lavado, sin embargo los resultados muestran las mismas tendencias logradas en las pruebas de la planta piloto. El hecho de que en la primera etapa de lavado, la concentración de cobre en la solución orgánica sea menor, significa que esta etapa es de “sacrificio”, porque los valores se estabilizan en las siguientes.
75
i) Al disminuir la concentración de hierro en la solución orgánica, en un porcentaje mayor que con el lavado convencional, a la etapa de descarga posterior, se enviará una menor cantidad de hierro al electrólito que va a EW. 5.5 Evaluación Econó mica de alternativas para el cont rol del hierro en el circu ito SX.
Para realizar la valorización de la alternita de control de hierro vía circuito de lavado cruzado se analizó en primera instancia cual es la valorización económica del electrólito descartado, luego la condición actual que se tiene y posteriormente un análisis con las mejoras alcanzadas al controlar el hierro que va a la nave de EW. 5.5.1 Valorización del descarte de electrólito
Para valorizar el volumen de descarte correspondiente a 1 m 3, se consideró lo siguiente: Tabla 14: Costo de 1 m 3 de descarte de electrólito Ítem
Concentración de Cobre Concentración de FC-1100 Concentración de cobalto Agua de reposición Re-tratamiento en SX COSTO DE 1m3 de descarte
Cantidad en 1m 3 39,3 [kg/m 3] 8 [g/m 3] 169,7 [g/m 3] 1 m3 1 m3
Precio
Costo Neto4
2 [US$/lb] 11 [US$/lb] 8,26 [US$/kg de CoSO 4] 0,35 [US/m3] 0,0032 [US/m 3]
0,09 [US$/m 3] 5 0,19 [US$/m 3] 6,88 [US$/m 3] 0,35 [US$/m 3] 0,0032 [US/m 3] 7,51 [US/m 3]
5.5.2 Condición actual con el circuito de lavado convencional
Actualmente para mantener los niveles de hierro en electrólito que en el año 2006 tuvo valores cercanos a 2,5 g/L, se descartaron en promedio 310 m 3/día, si se analizan estos valores con las condiciones de ese año se tiene que:
4
Datos de costos de SCM El Abra Se considera solo costo de oportunidad del cobre al ser procesado nuevamente, ya que el descarte va a la piscina de PLS.
5
76
Tabla 15: Condiciones de la Planta SX año 2006 (Sept.- Dic.)
Condición Selectividad Cu/Fe después del lavado [Cu2+] en PLS Eficiencia en extracción [Cu2+] en orgánico cargado de etapa de Extracción [Cu2+] en orgánico descargado
Valor 1.610 (razón de selectividad)
2,9 g/L 92% 6,2 g/L 1,9 g/L
Con los datos anteriores se obtiene que [Fe 3+] en orgánico cargado es de 2,8 [mg/L], lo que corresponde según el flujo total de solución orgánica a 402,48 [kg Fe/día]. Se obtiene así el cálculo de volumen descartado, según concentración de hierro total requerida, y se valoriza según el punto 5.6.1 anterior: Tabla 16: Descarte de electrólito para una concentración de Fe total requerida
[Fe(tot)] g/L 3 2,5 2,3 2 1,7 1,5 1,3
Flujo de Descarte m3/día 134 161 175 201 237 268 310
Costo Total US$/día 1.006 1.207 1.312 1.509 1.776 2.012 2.322
5.5.3 Condic ión luego de aplicar Lavado Cruzado
Al realizar el circuito de lavado cruzado, según resultados obtenidos, la razón de selectividad promedio después de lavado aumenta aproximadamente a 6.000, entonces el descarte de electrólito para una concentración de hierro total requerida será de:
77
Tabla 17: Costo d e descarte de electrólito al aumentar la Selectividad Cu/Fe después del Lavado Cruzado
Flujo de Descarte m3/día 36 43 47 54 64 72 83
[Fe(tot)] g/L 3 2,5 2,3 2 1,7 1,5 1,3
Costo Total US$/día 270 324 352 405 476 540 623
Al comparar la situación actual de lavado convencional y la situación con lavado cruzado se obtiene el siguiente gráfico: Costo diario por efecto del descarte 2.500 2.000 a í 1.500 d / $ S 1.000 U
500 0 0
1
2
[Fe]total r equerido
L ava do Cruza do
3
4
L avad o Co nve ncio na l
Figura 67: Gráfico costo v/s Concentración de hierro requerida
Entonces existen dos casos posibles: a) Seguir manteniendo el mismo nivel de hierro total, pero descartar menos electrólito: [Fe(tot)] g/L 2,5
Flujo de Descarte m3/día 43
US$/día 883
Fljujo de Descarte m3/día 72
Ahorro US$/día 1.472
Ahorro
b) Bajar el nivel de hierro total a 1,5 g/L [Fe(tot)] g/L 1,5
78
Para ambas alternativas se obtiene un ahorro, además en el segundo caso se obtiene un beneficio mayor porque teóricamente debería aumentar la eficiencia de corriente en EW. Además al utilizar el lavado cruzado se obtiene un importante ahorro de agua en la etapa de lavado, debido a que si hoy se ocupan en promedio 15 m 3/h por tren, esto es 60 m3/h en total, con la nueva alternativa se ocuparán solo 15 m 3/h para todas las etapas de lavado de la planta industrial; este ahorro en cifras se presenta en la siguiente tabla: Tabla 18: Ahorro en agua por co ncepto de L avado Cruzado
Agua utilizada Agua utilizada diaria Costo 1m3 de agua 6 Costo neto diario Ah or ro
Lavado convencional Lavado Cruzado 3 60 [m /h] 15 [m3/h] 1.440 m 3 360 m3 0,3 US$/m3 0,3 US$/m3 432 US$ 108 US$ 324 US$/día
Al sumar los costos de agua y descarte se obtiene un ahorro de 1.796 US$/día al utilizar el circuito de lavado cruzado y manteniendo una concentración de hierro en el electrólito de 1,5 g/L o bien un ahorro de 1.207 US$/día ocupando el nuevo circuito, pero manteniendo la concentración de hierro tal como está actualmente (2,5 g/L Fe total). El mayor costo total de la etapa de lavado convencional comparado con el costo de lavado cruzado queda de manifiesto el gráfico siguiente:
Costo diario tot al del lavado 3.000 2.500 a 2.000 í d / $ 1.500 S U 1.000
500 0 0
1
2
[Fe]total r equerido
La vad o C ru za do
3
4
La va do C on ve nci on al
Figura 68: Costo diario total vs. concentración d e hierro requerida
6
Datos proporcionados SCM El Abra
79
6 DISCUSIÓN
Lo resultados logrados en el escalamiento de la planta piloto permiten afirmar que se controlaron todos los parámetros que posee la planta SX industrial como son arrastres y velocidades; sin embargo el proceso es una actividad dinámica en constante cambio y posiblemente estas condiciones ideales logradas no se vuelvan a repetir en las pruebas realizadas en el futuro, si bien los flujos también fueron escalados en la realidad estos no se comportan de manera constante y puede que haya alguna variación en los resultados al realizar una prueba industrial. Si bien los resultados obtenidos en las pruebas son auspiciosos, no se debe olvidar que el comportamiento mineralógico de la planta SX de la SCM El Abra esta cambiando, y posiblemente en un corto plazo las concentraciones de hierro aumenten por la inclusión de sulfuros en la mineralización, por lo que lo logrado en este estudio, va dirigido directamente a la validación del circuito, y su utilización y operación son validos en los rangos empleados y según la teoría utilizada, pero no necesariamente para otras condiciones, es por eso que para que el lavado cruzado sea de utilidad en la SCM El Abra se especifiquen cuáles serán los nuevos escenarios que se esperan tener en el futuro, para que tanto la validez del circuito como su operatividad con las condiciones de planta sean completamente aceptadas. Cabe mencionar además que si bien se hicieron pruebas con distintas concentraciones de ácido en el sistema, los resultados podrían haber tenido un análisis mas diverso si es que se hubiese dispuesto de mayores recursos y tiempo, para encontrar el punto óptimo de concentración de ácido tal que permitiera la mejor relación Cu/Fe, lo anterior considerando los resultados que se consiguieron en las pruebas experimentales en que los coeficientes de distribución no varían linealmente con respecto al pH de la solución acuosa por lo que variaciones en las condiciones iniciales de las pruebas piloto pueden afectar los resultados en forma importante. No se debe olvidar el objetivo principal de buscar un nuevo circuito, que era bajar la concentración de hierro para aumentar la eficiencia de corriente en la etapa posterior de EW, y realimente no se sabe cuánto es lo que en esta planta en particular afecta el hierro que llega a EW, debido a que existen muchas otras causas que producen ineficiencias en la corriente (como por ejemplo cortocircuitos), y el hierro ¿será relevante?, la teoría lo afirma, pero valdrá la pena realizar un cambio en el circuito si es que es que la afectación del hierro con la concentración actual en EW no sea tan importante en comparación a otros factores, aumentando el riesgo por ejemplo de subir la concentración de cloro o de arrastres. Por lo tanto sería aconsejable saber cuánto efectivamente afecta la concentración de hierro en el proceso, mediante pruebas de EW.
80
7 CONCLUSIONES
La principal conclusión obtenida es que el circuito de lavado cruzado con una concentración en el agua de lavado de 90 g/L de ácido es una alternativa que permite bajar la concentración de hierro en la solución orgánica desde los 4 mg/L que quedan actualmente a menos de 1 mg/L de hierro total en la solución orgánica con el nuevo circuito luego del lavado cruzado. Esta disminución de la concentración de hierro fue muy superior a la que se obtiene con el circuito de lavado convencional. Al disminuir la concentración de hierro en la solución orgánica, a valores de 0,5-1 mg/L de hierro total, se reducirá la cantidad de hierro que actualmente llega a la operación de EW mediante la etapa de re-extracción ( striping), por lo que el lavado cruzado, que permite alcanzar estos valores, se presenta como una alternativa de control de hierro en el proceso. Según las pruebas de la planta piloto, es factible técnicamente la implementación del circuito en la planta industrial, debido a que los cambios a realizar en el circuito actual de lavado no son significativos en cuanto a la inversión (estimándose un valor de 30.000 USD); la instalación y reparación de tuberías y válvulas es una práctica usual en una planta de extracción por solventes. Los objetivos específicos planteados se cumplieron. Se implementó una planta de lavado a escala con las mismas condiciones de la planta industrial. Se realizaron pruebas de laboratorio que permitieron mostrar que los coeficientes de distribución para cobre y hierro en función del pH se comportaron de manera similar, pero en forma desplazada, lo que concuerda con la teoría, para bajar la concentración de hierro en el sistema y mantener la concentración de cobre sin gran variación en ambas fases. Además, en las pruebas realizadas aumentó la razón de selectividad Cu/Fe después de la etapa de lavado, desde la razón 1.610 actual a más de 6.000 para las pruebas realizadas con una concentración de ácido de 90-100 g/L. Se obtuvieron eficiencias de lavado con valores superiores al 90%, comparadas con el 50-60% que se obtienen con el circuito tradicional. Sin embargo, si se trabaja con una cantidad de ácido de 30 g/L (valor similar a lo que hoy día se ocupa en el circuito convencional), los resultados obtenidos, si bien son mejores que la condición actual, no representan un avance significativo en el aumento de la selectividad Cu/Fe y en el rendimiento de la etapa de lavado. A pesar de esto, de igual manera con estas concentraciones de ácido (alrededor de 30 g/L), se logró un ahorro de insumos (agua y ácido) en comparación con la situación original. Al analizar las condiciones de operación de la planta piloto, se pudo establecer que la etapa de lavado es representativa de la planta industrial, debido a que los niveles de impurezas arrastrados fueron similares a los observados en la operación industrial. Se espera que con el circuito de lavado cruzado haya un aumento de las concentraciones de cloro y de manganeso en la solución orgánica, por lo que se debe tener un buen control de los arrastres acuoso-orgánico en esta operación. 81
La última etapa de lavado (W-D) presentó una eficiencia menor que el resto de las etapas (65% en promedio), al igual que la razón de selectividad que decreció bruscamente (llegando a una razón de aproximadamente 2.000); sin embargo, siempre fue igual o superior que la situación actual, y el proceso lavado cruzado en su conjunto permitió optimizar la remoción de impurezas arrastradas hacia el electrólito rico. La simulación realizada representó al proceso industrial, porque para su realización, los datos de entrada fueron obtenidos a partir de datos reales de la Planta Industrial y el programa Isocal está adecuado a la realidad particular de la SCM El Abra. Según los datos proporcionados por el programa Isocal, se observó que en la primera etapa de lavado (correspondiente a WA), la concentración de cobre disminuyó en la solución orgánica (de 6,5 g/L a 6,2 g/L), esto no fue así en las pruebas realizadas con la planta piloto, lo que puede ser atribuible a imprecisiones en los datos y análisis químicos realizados. No obstante, el efecto sí pudo ser observado en la solución acuosa, tanto para la simulación como para la planta piloto, presentando ambas la misma tendencia, es decir, en el agua del primer lavado, el cobre aumentó su concentración, entre 5 y 8 g/L para el caso de las pruebas piloto y en más de 20 g/L para la simulación, incremento que comenzó a disminuir a partir del segundo tren. Lo anterior puede ser interpretado como la saturación de cobre en el agua del primer lavado (coeficiente de distribución igual a uno), lo que implica que en los lavados siguientes el cobre aumentara en menor proporción (entre 4 y 1 g/L para la las pruebas piloto, y entre 3 y 1 g/L para la simulación). Los resultados obtenidos a partir de este estudio permiten proyectar una reducción de costos significativa al introducir un circuito de lavado cruzado en la planta industrial. Con esto se podría reducir el consumo de agua desmineralizada a un cuarto del consumo actual y una disminución del descarte de electrólito pobre, que contiene compuestos valiosos como cobre, cobalto, ácido, y tensoactivos, entre otros. El ahorro estimado en forma conservadora fue de 883 US$/día por concepto de insumos y de 324 US$/día por un menor consumo de agua, considerando mantener la concentración actual de hierro en el electrólito en un valor de 2,5 g/L. Entonces el ahorro total por concepto del nuevo circuito de lavado sería de aproximadamente US$ 440.000 anuales.
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8 RECOMENDACIONES
Aun considerando los resultados valiosos de las pruebas realizadas, se sugiere realizar otro conjunto de pruebas que incluya valores de concentración de ácido entre 30 g/L y 90 g/L, de modo tal de optimizar la utilización de ácido en la etapa de lavado, sin descuidar los resultados finales en cuanto a eliminación de Fe(III) en la solución orgánica. Este punto sin embargo se puede discutir, porque si se mira el negocio de forma general, el ácido ocupado, independiente de la cantidad, sigue en el sistema, no se pierde, ya que va a la piscina de PLS, y ayudará a obtener el pH deseado en la etapa de extracción inicial. Obviamente para que esto suceda, se recomienda que el agua de lavado una vez utilizada, vaya efectivamente a la piscina de PLS, debido a que si es dirigida a las pilas de lixiviación por ejemplo, existirían importantes pérdidas de ácido y cobre, además de los otros insumos, tanto por evaporación del agua como por impregnación. Si bien el ahorro de agua en el lavado cruzado fue significativo, esto puede traer como consecuencia un aumento de impurezas como Cloro y Manganeso, por lo que se recomienda realizar pruebas con diferentes flujos de agua y controlar estos parámetros. Además es interesante saber que en la planta industrial de SCM El Abra el control de flujos en la etapa de lavado no está eficientemente controlado, esto significa que los flujómetros no tienen una buena mantención y el operador puede modificar a voluntad el flujo, no siempre siendo de 15 m 3/h, sino que mucho más, obteniendo obviamente mejores resultados en cuanto a descarga de hierro o control de impurezas. Esto quiere decir que los datos estadísticos de la planta industrial pueden estar sobrevalorados. Por la imprecisión de los datos, en especial de las concentraciones de hierro en la solución orgánica que eran del orden de mg/L, se recomienda hacer un re-chequeo de las muestras en un laboratorio externo, con el fin de tener resultados con una mayor exactitud. Como el circuito de lavado cruzado, elimina mayor hierro del que se está eliminando hoy, se recomienda hacer una prueba industrial que incluya dos de los cuatro trenes que posee la planta de procesos de SCM El Abra. Una forma de obtener un mejor análisis económico es conocer en la operación, mediante pruebas en una planta piloto de EW, como se comporta la eficiencia de corriente al disminuir la concentración de hierro que va en el electrólito, y valorizar económicamente cuánto se gana aumentando en un punto porcentual la eficiencia de corriente por este concepto. Realizarlo en la planta industrial, resulta complicado, porque la eficiencia de corriente depende también de otras variables como es el caso de los cortocircuitos en las celdas de EW.
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9 BIBLIOGRÁFIA
1. Cáceres A. Germán, “Electrometalurgia del Cobre”, Departamento de capacitación, Universidad de Atacama, 1998, Copiapó-Chile, pp. 5-8, 23-34. 2. Cifuentes S. Luis, Apuntes Curso Electrometalurgia, Universidad de Chile, 2006, Santiago-Chile. 3. Cognis Corporation, MCT, Red Book: “The Chemistry of Metals Recovery Using LIX Reagents”, 2001, Tucson, Arizona USA. 4. Cognis Corporation, Software Isocal ®, versión 7.0, desarrollado por Brant Sudderth, 2005 (V. 7.0), Tucson, Aarizona USA . 4. Domic M. Esteban, “Hidrometalurgia, Fundamentos, Procesos y Aplicaciones”, 1° Edición, 2001. Santiago- Chile. Cap. 14. 5. Hein Hans, “Importante in a Wash Stage in Copper Solvent Extraction”, En: III Taller Internacional de Hidrometalurgia del Cobre, HydroCopper 2005. SantiagoChile. 6. Lorca Tomás, Manual de Extracción por Solventes, Cognis Corporation. 2004. Santiago-Chile. 7. Reguezza Inzunza Andrés, Fundamentos y aplicaciones de la extracción por solventes en la industria del cobre, 1994, Chuquicamata- Chile, pp. 8-16, 40-58. 8. Rojas Eladio, Araya Gabriel, Hurgen Picardo, Hein Hans, “Serie Paralelo Optimo, un Nuevo Concepto de Configuración en Extracción por Solventes, Cognis Corporation”. En: III Taller de Hidrometalurgia del Cobre, HydroCopper, 2005. Santiago-Chile. 9. Ruiz María Cristina, Concepción- Chile.
“Hidrometalurgia”, 2004, Universidad de Concepción,
10. Universidad Arturo Prat, Diplomado en Hidrometalurgia del Cobre, “Extracción por Solventes y Electobtención de Cobre”, 2004, Iquique-Chile, p. 17-60.
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9 ANEXOS A. Proc edi mientos par a la oper aci ón de l a Planta p ilot o SCM El Abra
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B. Resultado de pru ebas 1.- Pruebas de Curvas de Distrib ución
Se contactó soluciones acuosas a distintos pH con soluciones orgánicas de planta (orgánico descargado), analizando casos con PLS sintético y PLS de Planta Industrial. Esta prueba se realizó segú el procedimiento de laboratorio de SCM El Abra. Se obtuvieron los resultados siguientes:
Tabla 19: Curvas de Distribución, PLS sintético
Tabla 20: Curvas de Distribución, PLS de Planta
El procedimiento consistió en: 1.- Disponer de 3 L. de PLS sintético de laboratorio (o preparar según procedimiento). 2.- Disponer de 3 L. de PLS de Planta de la entrada a la etapa de extracción 3.- Disponer de 3 L. solución orgánica descargada de entrada de etapa de extracción. 4.- Acondicionar pH con pH-metro digital, 5 muestras de 500 ml. De PLS de Planta y 5 muestras de 500 ml de PLS sintético. 5.- Se contacta cada muestra de PLS con 500 ml. De solución orgánica de planta y se mezcla en mezclador a escala de laboratorio químico de SCM El Abra durante 5 minutos. 91
6.- Separación de fases de 150 segundos. 7.- Filtrado de la solución orgánica en papel 1PS 8.- Análisis químico de cobre para soluciones acuosas y orgánicas. 2.- Pruebas de lavado
Los resultados obtenidos, se muestran a continuación:
Tabla 21 y 21: Pruebas de Lavado 1 y 2
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Tabla 23 y 24: Pruebas de Lavado 3 y 4
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Tabla 25 y 26: Pruebas de Lavado 5 y 6
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Tabla 27 y 28: Pruebas de Lavado 7 y 8
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Tabla 29 y 30: Pruebas de Lavado 1 y 2
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3.- Pruebas iso terma de re-extracción para cobre.
Resultados: Tabla 31: Datos Isot erma de Reextracci ón
Orgánico [Cu2+] g/L 2.64 2.73 2.54 2.28 3.26
Acuoso [Cu2+] g/L 24 25.2 22.5 20.8 30.9
Isoterma de Reextracción p ara el lavado con c oncentr ación ácida de 90 g/L 80 70 60 L / g 50 o s o u c 40 a n e ] u 30 C [
20 10 0 1,5
.
2,5
3,5
4,5
5,5
6,5
7,5
8,5
[Cu] en orgánico g/L
Figura 69: Gráfico de Isoterma de Reextracción para el lavado
Protocolo: 1.- Muestreo en planta piloto de 5 L. de agua de lavado del estanque de agua de lavado. 2.- Muestreo en planta piloto de 5 L. de solución orgánica cargada de los estanques de orgánico cargado. 3.- Preparación de mezclas en laboratorio: 97
Tabla 32: Mezclas para contrucción de Isotermas de Reextracción
O/A
1/1 3/2 2/3 1/4 4/1
Volumen Orgánico ml. 500 600 400 200 800
Volumen Acuoso ml. 500 400 600 800 200
4.- Mezcla en mezclador a escala de Laboratorio Químico SCM El Abra, durante 5 minutos 5.- Separación de fases de 150 segundos. 6.- Filtrado de la solución orgánica en papel 1PS 7.- Análisis químico de cobre para soluciones acuosas y orgánicas.
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C. Perfiles Planta Industrial Ago sto – Diciembre año 2006
Tabla 33: Perfil Planta Agosto
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Tabla 34: Perfil Planta Septiembre
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Tabla 35: Perfil Planta Octubre
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Tabla 36: Perfil Planta Noviembre
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D. Balanc e general de la Planta año 2006
D. Balanc e general de la Planta año 2006
Figura 70: Diagrama simplificado Planta Industrial SCM El Abra
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Tabla 37: Balance año 2006 Planta SCM El A bra, acuosos
Tabla 38: Balance año 2006 Planta SCM El Abra, Orgánicos 7
El electrolito rico que va a EW, tiene un valor de [cu2+] = 42,5, en el estanque respectivo se acondiciona para bajar su concentración
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E. Datos Análisis económico COSTO DEL DESCARTE DE ELECTRÓLITO
Para solucionar el problemas de las impurezas que se arrastran en la operación SX, especialmente el hierro, el control operacional que se realiza es el descarte de electrolito pobre, que puede variar de acuerdo a las concentraciones diarias de hierro que sean detectadas en los análisis químicos correspondientes. El electrolito pobre descartado no se va del sistema, sino que retorna a él. Una vez que se ha descartado este es dirigido a la piscina de PLS, donde es combinado con esta solución y retornado al proceso. Es por esta razón que hay que ser muy riguroso en el cálculo del costo del electrólito, ya que en primera instancia se podría pensar que se debe considerar para el cálculo el cobre que va contenido en él, además de los reactivos y el ácido. Sin embargo esto no es cierto debido a que el cobre presente se recupera en su totalidad porque vuelve nuevamente al sistema, por lo tanto para el cobre se debe considerar solo el costo de oportunidad de no tratarlo en ese momento, y esperar que esa cantidad sea nuevamente tratada en SX. Para el caso del ácido, se tiene que este retorna a SX, por tanto es aprovechado nuevamente en el proceso. Entonces se debe considerar: -
Costo de agua de reposición del electrolito pobre Costo de retratamiento del volumen involucrado Costo de reactivos (FC-1100, Sulfato de Cobalto) Costo de oportunidad del cobre
-
Costo de Agua de reposición electrólit o pobre
Para el cálculo de agua de reposición, se considera agua de 75 ppm de cloro que está valorizada según el tratamiento que se hace en la SCM El Abra en su planta de osmosis reversa. Esta agua de reposición, se necesita para mantener el flujo a EW donde el descarte es reemplazado por agua. - Costo de retratamiento Los costos de SX, incluyen todas las etapas de proceso, es decir extracción, lavado y reextracción.
- Costo de oportunidad del cobre Al descartar una cantidad de cobre, si bien este vuelve al sistema, este no se ha convertido en cobre de alta pureza en ese momento, por lo tanto existe un tiempo en que ese cobre vuelve a pasar a la piscina de PLS y posteriormente a SX para ser procesado en EW. Luego es necesario saber cuanto tiempo demora esa partícula de 104
cobre descartado en permanecer en la piscina, y cuanto tiempo demora en pasar por todas las etapas de SX nuevamente. Para esta consideración se toman los tiempos de residencia en cada una de las etapas, según la siguiente tabla: Tabla 39: Tiempo d e una partícul a en pasar por SX
Etapa
Piscina de PLS Extracción E-1 Extracción E-2 Lavado W-1 Re extracción S-1 TIEMPO TOTAL
Volumen 8
Flujo
[m3] 240,000 487.2 487.2 487.2 487.2
[m3/h] 10,500 2,750 2,750 1,500 2,000
Tiempo residencia [horas] 22.9 0.18 0.18 0.32 0.18
Tiempo acumulado [horas] 22.9 0.18 0.18 0.32 0.18 24 aprox.
Considerando una tasa de descuento de 15%, es posible obtener el interés diario que generaría el precio del cobre si se vendiera un día antes, lo que da como resultado la valorización del cobre a su costo de oportunidad, en este caso 0.019 US$ por m 3 de electrólito descartado.
- Costo de Reactiv os Existen tres reactivos involucrados que se adicionan en el eletrólito: FC-1100: es un tenso activo cuya función es ayudar a hacer más inestable la burbuja de oxigeno que se forma en EW y es adicionado al electrolito cargado. Sulfato de Cobalto: Disminuye la corrosión de los átomos de Pb, además de disminuir la tensión de celda en aproximadamente 100 Mv. Goma guar: uno de sus nombres comerciales es Guartec y se utiliza para que la depositacuón del cobre sea homogenea, sin embargo no se considera, porque se consume en el proceso.
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Dimensiones decantador 28[m]* 29[m]* 1.2[m], se considera volumen al 90% de capacidad y razón O/A = 1
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Cálculo del balance de hierro para el análisis económico
-
Datos: Condición Selectividad Cu/Fe después del lavado [Cu2+] en PLS Eficiencia en extracción [Cu2+] en orgánico cargado de etapa de Extracción [Cu2+] en orgánico descargado [Fe3+] en orgánico descargado
Valor 1,610 (razón de selectividad)
2.9 g/L 92% 6.2 g/L 1.9 g/L 1.1 mg/L
Tabla 40: Condiciones c álculos, balance de hierro o
Con la Selectividad y la concentración neta de cobre en la solución orgánica, en la etapa de extracción , es posible conocer la cantidad de hierro que se fue a la solución orgánica por co-extracción. Esto es:
S = [Cu2+]Orgánico Cargado - [Cu2+]Orgánico Descargado * 1,000 [Fe3+]Orgánico Cargado - [Fe3+]Orgánico Descargado
o
o
Es posible así obtener la cantidad de kg/día de hierro que queda después del lavado y su concentración en mg/L. Descarte para obtener una concentración de hierro total deseada Descarte [ m 3/día] = Fet [kg/día] . Fet [g/L] deseado en eletrólito po bre
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