MEMORIA DESCRIPTIVA

CAMPO DE LA INVENCIÓN

La presente solicitud considera una Planta para la Obtención de Trióxido de Antimonio, Trióxido de Arsénico y Plomo metálico a partir de un mineral, predominante en Antimonita o Estibina (Sb2S3) y de otros minerales sulfurados de Arsénico(As) y Plomo(Pb) contenidos en el mineral, que químicamente contienen en promedio 30% de Antimonio, 4% de Arsénico y 10% de Plomo. La planta diseñada tiene una capacidad de tratamiento del mineral para producir 300 t/mes de Trióxido de Antimonio (Sb ₂ 0 ₃ ), 44 t/mes de Trióxido de Arsénico (AS2O3) y 89,7 t/mes de Plomo (Pb )metálico, considerando una recuperación metalúrgica global de 90 %, además siendo ambientalmente sustentable desde el punto de vista gaseoso y de residuos sólidos generados.

ANTECEDENTES DE LA INVENCIÓN

Los procesos de Obtención de Trióxido de Antimonio a partir de minerales sulfurados metálicos se basan en la facilidad de oxidación entre los elementos presentes, arsénico, estaño, antimonio y plomo la que decrece en el siguiente orden:

Arsénico(As) >Estaño (Sn)>Antimonio (Sb) >Plomo (Pb) .

El antimonio es parcialmente oxidado mientras el concentrado o mineral contenga arsénico y estaño, y solo cuando estos dos elementos estén oxidados, la oxidación del antimonio se incrementa, en tanto la oxidación de plomo no comienza hasta que todo el antimonio esté oxidado. De esta manera, la presencia importante de Arsénico (As) y Estaño (Sn) en el mineral rico en antimonita, se debe tener presente previo a generar la oxidación completa del antimonio (Sb). En el caso del Arsénico (As) , su trióxido se sublima a los 465°C hecho que facilita su separación en procesos pirometalúrgicos de fusión o tostación. Debe tenerse presente en la selección del proceso de obtención del trióxido de antimonio (Sb) que el punto de fusión del antimonio (Sb) es 630°C y de su trióxido

656°C y de la Antimonita 525°C, por lo cual la oxidación de antimonio (Sb) metálico fundido es factible de realizar por oxidación directa del baño líquido o en gotas suspendidas, en una atmósfera oxidante en un proceso de fusión en horno ciclón.

Existen procesos pirometalúrgicos conocidos de obtención del trióxido partir de mineral sulfuroso de Antimonio (Sb) o concentrado del mismo, siendo el método más tradicional el de fusión con hierro metálico, para provocar la reducción a antimonio (Sb) metálico; como también tratar dichos minerales de baja ley de antimonio (Sb) por tostación volatilización con la subsecuente reducción carbotérmica del óxido producido.

Algunas veces se tuesta la estibina (Sb2S3) nativa en atmósfera oxidante con aire precalentado para quitarle el azufre y generar el óxido blanco (trióxido), el cual puede reducirse después con carbón (coque), para obtener antimonio (Sb) metálico. La tostación se realiza para transformar los sulfuros en óxidos, los cuales son más fáciles de reducir. La oxidación precisa una temperatura lo suficientemente alta para producir la necesaria afinidad entre el oxigeno y el compuesto a oxidar. La temperatura más baja utilizada en el proceso es de 600 °C. Normalmente la temperatura oscila, según el tipo de materia prima y del horno, de 750 a 950 °C. Para que la oxidación se realice uniformemente es preciso la existencia de una abundancia de aire, en contacto con la materia a oxidar. La necesidad de la abundancia de aire es debida a que el poder oxidante de este disminuye cuando se mezcla con los productos gaseosos de la oxidación reduciéndose hasta en un 50% de su valor. La velocidad de tostación se acelera, aumentando la velocidad de desprendimiento de los productos gaseosos y su sustitución por aire puro. La velocidad y también el acabado del tostado están influenciados por el tamaño del material crudo. La velocidad de tostación tiene un punto máximo, desde el punto de vista económico, ya que al sobrepasarlo, las pérdidas del material en forma de polvo que llevan los gases de escape, no compensan el aumento de velocidad, pues la recuperación de estos polvos es costosa. Los factores que controlan la tostación son: la temperatura y el tiempo. El calor necesario para realizar la tostación oxidante lo produce la combustión de un combustible, bien solo o mezclado con la carga, o utilizando el calor originado por las reacciones exotérmicas entre el mineral y el oxígeno del aire.

Mediante el tostado del sulfuro de antimonio se obtiene óxido de antimonio (lli y IV), Sb ₂ 0 ₃ y Sb ₂ 04 respectivamente, según las reacciones: 2Sb ₂ S ₃ + 9O2 2Sb ₂ Ü ₃ + 6SO2 1 Sb ₂ S ₃ ⁺ 50å— Sb ₂ 0 ₄ + 3SO2†

A partir del óxido obtenido por la operación previa de tostación oxidante a la que se ha sometido la mena, se realiza el calentamiento a elevada temperatura con reactivos reductores (coke) para originar un metal fundido o una aleación u otro producto, pero siempre al estado fundido. ( 9.2. Extracción por vía pirometalúrgica. Curso Metalurgia del Antimonio, Antonio Ros Moreno, 2009).

De este antecedente se puede deducir claramente la necesidad de emplear altas temperaturas, por sobre los 600 °C para obtener trióxido de antimonio y además la importancia de suministrar también una importante entrada de oxígeno en el sistema, para aumentar y mejorar la producción de trióxido de antimonio cuando estamos en presencia de Plomo y Arsénico en los minerales considerados como materia prima del proceso. Es deseable contar con un proceso controlado, de bajo costo (energético) que permita la obtención de trióxido de antimonio (Sb) comercial.

El trióxido de antimonio se obtiene a partir del mineral de antimonita mediante su tostación en hornos convencionales. En la actualidad los hornos de tostación rotatorios son los más comúnmente empleados. El proceso de beneficio de la antimonita depende principalmente del contenido de antimonio y otros minerales presentes. La obtención del trióxido de antimonio se realiza por medio de la tostación del sulfuro de antimonio, antimonita (Sb2S3), en hornos de tostación convencionales. La tostación de sulfuros es un proceso de reacción Gas-Sólido en un horno (especial) en el que se pone en contacto aire en grandes cantidades, a veces enriquecido con oxígeno, con los concentrados de mineral de sulfuro. El sulfuro de antimonio se oxida a óxido de antimonio (III) (volátil en la tostación) o a óxido de antimonio (IV) (no volátil). El control del horno en la producción del óxido de antimonio (IV) no volátil es relativamente sencillo, sin embargo el óxido no se separa del residuo, en perjuicio de la eficiencia de obtención de trióxido. La tostación tiene la ventaja de que los volátiles de SÓ203 se producen de forma selectiva con 98% de rendimiento y se separan de la ganga, que contiene los metales preciosos en una forma recuperable. Sin embargo, es difícil controlar el horno y la temperatura. El óxido se forma entre 290 y 340°C en una atmósfera oxidante, y la velocidad de reacción alcanza su máximo a 500°C, en la que comienza a formarse el óxido de antimonio (IV). Las impurezas que llegan a presentarse en los productos son arrastrados por los gases de anhídrido sulfuroso ( SO2) o Trióxido de Antimonio (Sb ₂ 03), según sea el caso. La reacción básica es:

2 Sb ₂ S ₃ + 9 0 ₂ 2Sb ₂ C> ₃ + 6 S0 ₂ Si hay demasiado oxígeno, se forma el óxido de antimonio (IV):

Sb ₂ S ₃ + 5 0 ₂ — Sb ₂ 0 ₄ + 3 S0 ₂

Por encima de 560°C, la velocidad de reacción disminuye considerablemente. Durante la tostación, el óxido de antimonio (IV) puede reaccionar con el sulfuro de antimonio (III) y con Cervantina fresca resultando óxido de antimonio (III) al gestarse la reacción con baja presencia de Oxigeno (0 ₂ )

Sb ₂ S ₃ + 9 Sb ₂ 0 ₄ 10 Sb ₂ Ü ₃ + 3 S0 ₂

Por lo tanto, el proceso debe diseñarse de manera que se forme rápida y preferentemente óxido de antimonio (III) (Sb ₂ 0 ₃ ). La temperatura debe ser suficientemente alta como para garantizar la volatilización adecuada y, el suministro de oxígeno debe mantenerse bajo para inhibir la formación de óxido de antimonio (IV). Cuando la temperatura es demasiado elevada, parte de la carga se funde sobre otros granos de sulfuro, y evita una oxidación óptima. Durante la condensación del óxido de antimonio (III), el contenido de oxígeno en la fase gaseosa debe mantenerse lo suficientemente baja para evitar la formación de óxido de antimonio (IV). El nivel de la temperatura se rige por el contenido de azufre en el mineral. Los minerales de baja ley de sulfuro de antimonio (Sb ₂ S3) pueden ser tostados entre 850 y 1000°C. Si se tuestan minerales ricos en sulfuro de antimonio ( Sb ₂ S3), el límite superior es el punto de fusión del sulfuro (546°C); en la práctica, la temperatura no debe superar a los 400°C. El grado de oxidación es controlado por carbón vegetal o polvo de coque, combinado con la carga, admitiendo sólo la cantidad de aire necesaria para formar monóxido de carbono y óxido de antimonio (III). El monóxido de carbono inhibe la oxidación a óxido de antimonio (IV). A pesar de todo, la formación de óxido de antimonio (IV) no puede ser suprimida por completo. En la primera condensación se obtiene óxido de antimonio (IV), óxido de plomo (II) y polvos del humo. El óxido de antimonio (III) se condensa en segundo lugar, y el volátil óxido de arsénico (III) en último lugar. Si la concentración de oxígeno en el horno es demasiado baja, se puede producir una oxidación parcial y dar una mezcla de óxido y sulfuro fundido a 485 °C. Si la concentración de oxígeno es demasiado alta, puede formar arseniatos y antimoniatos de plomo, cobre y otros metales que pasan a la escoria. Si el óxido de antimonio consiste en cristales muy finos, que se adhieren con firmeza a los dedos y no se aglomeran, se considera de buena calidad. El óxido debe ser de color blanco, un tinte rojizo indica la presencia de sulfuro de antimonio (III). El tono amarillento se debe a óxidos de selenio y plomo (II). El contenido de arsénico debe estar en el orden de 0.1 %.( Estudio del comportamiento de antimonita durante su tostación a Sb2C>3 (trióxido de antimonio) en hornos de resistencia eléctrica y microondas, T.J. Ornelas, H.J.A. Hernández, M.M. Márquez, y M.A. ortiz Depto. de Explotación de Minas y Metalurgia de la Facultad de Ingeniería Universidad Nacional Autónoma de México Cd. Universitaria, 2012.)

De este antecedente se puede deducir claramente la necesidad de controlar el oxígeno y la temperatura para obtener trióxido de antimonio y además evitar la formación de Oxido de Antimonio IV(Sb204). Lograr tener un proceso controlado en cantidad de oxígeno y temperaturas adecuadas es deseable para obtener trióxido de antimonio (Sb) de la calidad comercial y a un bajo costo.

La reducción de antimonita (SÓ2S3) con carbón en presencia de óxido de calcio fue investigada en el rango de temperatura de 700 a 850°C. Las pruebas experimentales se realizaron a escala de laboratorio en un aparato termo-gravimétrico para determinar la factibilidad técnica del proceso de reducción y estudiar su cinética. En este trabajo se entregan antecedentes relevantes para el presente estudio como son la descripción de procesos actuales de producción de Antimonio metálico en países de Sudamérica:

La producción de antimonio, de acuerdo al requerimiento de fundentes como hematita, caliza y carbón vegetal, estos materiales son alimentados a tolvas con el propósito de realizar la mezcla en proporciones definidas. Esta mezcla posteriormente alimenta a un horno ciclón de 81 cm de diámetro y 130 cm de alto .donde se inicia el proceso de volatilización de antimonio con aire precalentado para obtener un producto intermedio denominado trióxido de antimonio impuro y cuyas leyes de trióxido de antimonio alcanzan contenidos máximos del 80% de óxido de antimonio (III) Sb2C>3. Los polvos son recuperados en filtros de mangas y filtros electrostáticos, éste material se pelletiza con fundentes como el carbonato de sodio (Na2CC>3) y carbón vegetal el cual se reduce en hornos rotatorios de tambor corto, para la obtención de antimonio metálico de 99 a 99.2%. Posteriormente el metal es refinado en hornos de tipo estacionario (horno reverbero), hasta lograr purezas del 99,5 o 99,6% eliminando arsénico y hierro principalmente. La oxidación del antimonio metálico (régulo), depende del mercado del trióxido de antimonio, el cual se lleva a cabo en un horno eléctrico para producir trióxido de antimonio (Sb ₂ C>3) de alta pureza (99.5% Sb ₂ C>3). En este estudio se muestra la disposición del horno ciclón y horno eléctrico de una planta de antimonio que tratan concentrados de antimonio mostrados en el proceso descrito anteriormente, para producir antimonio por oxidación/reducción, considerando la ley del mineral mostrado, se producen 498 kg S0 ₂ /t mineral (174 m ³ S0 ₂ /t mineral). Tomando en cuenta el anterior criterio, las plantas metalúrgicas pequeñas que producen antimonio no pueden implementar el proceso exigido para el cuidado del medio ambiente debido a que sus instalaciones no cuentan con unidades que posibiliten la recuperación o mitigación de gases contaminantes con Anhídrido Sulfuroso(S0 ₂ ) y principalmente no pueden acceder a esa tecnología por la inviabilidad económica, por consiguiente, ellas siguen recurriendo a procesos convencionales como la tostación de los minerales de antimonio y reducción en hornos rotativos logrando bajas recuperaciones de antimonio metálico y con incidencia en la contaminación ambiental con Anhídrido Sulfuroso(S02).( REDUCCIÓN CARBOTÉRMICA DE SULFURO DE ANTIMONIO EN PRESENCIA DE ÓXIDO DE CALCIO (Tesis de Grado Magíster en Ingeniería Metalúrgica, U de C), 2011 )

De este antecedente se puede deducir claramente que muchas plantas generan Antimonio metálico, por procesos de tostación que incluyen procesos de Oxido- reducción, pero no consideran los gases contaminantes como Anhídrido Sulfuroso (S0 ₂ ) produciendo un impacto ambiental negativo. Es deseable entonces contar con una planta que se preocupe en forma integral del proceso, eliminando finalmente gases que no sean nocivos para la población y su entorno.

La tostación es una operación preparatoria de los minerales de tipo pirometalúrgico. En su forma oxidante se utiliza para transformar los sulfuros metálicos minerales en óxidos y/o sulfatos, por reacción con el oxígeno del aire a temperaturas entre 500 y 900 °C, facilitando la extracción por ambos métodos. El sistema químico-físico correspondiente está compuesto de: metal, azufre y oxígeno (Me-S-O), y admite un máximo de cinco fases en equilibrio. Al operar a temperatura constante se reducen a cuatro. Tres son combinaciones del metal, su sulfuro, su óxido y su sulfato y la cuarta está constituida por una mezcla de gases sometidos a una presión externa de 1atm. Cuando coexisten con el gas solo dos fases condensadas, el sistema, en condiciones isotermas, tiene un grado de libertad y las líneas de equilibrio son representables en el plano de coordenadas de dos dimensiones. El estudio gráfico del equilibrio de estos sistemas ternarios con una restricción se realiza mediante el diagrama isotérmico de Kellogg- Ingraham. La operación industrial se realiza en presencia del aire atmosférico y a temperaturas entre 500 y 900 °C, que siendo superiores a la de ignición o autocebado de la reacción no superan el punto de reblandecimiento de la carga. Las reacciones son exotérmicas utilizándose parte del calor generado para precalentar la carga y el aire, recuperándose el sobrante fuera del reactor, normalmente en generación de vapor. Los gases ricos en dióxido de azufre (SO2) se utilizan en la producción de ácido sulfúrico. El más importante es el equilibrio MeS-MeO y también MeS-MeS0 ₄ , para los cuales, tomando como función del equilibrio la presión parcial de: dióxido de azufre (SO2), y como variable la presión parcial de oxigeno (O2).

La tostación consiste en el cambio de la composición química de un mineral metálico por reacción a alta temperatura, pero sin cambio de su estado sólido, con las sustancias gaseosas de la atmósfera del horno. La tostación, como la calcinación, es una operación de naturaleza química pero, a diferencia de ésta, no se plantea eliminar materia inerte sino tan sólo transformarla, sus efectos sobre la concentración metálica de la menas son escasos. La tostación es una preparación aplicable tanto a la extracción pirometalúrgica como la hidrometalúrgica, ya que sus fines son diversos en dependencia de la naturaleza del mineral: óxidos, sulfuras, etc., y del reactivo gaseoso utilizado: oxígeno, oxido de carbono, cloruros, pudiéndose distinguir, según sea éste, en tres tipos básicos: oxidante, reductora, y clorurante, de las cuales la más característica es la primera, realizada sobre sulfuras en presencia de aire, que corresponde con el concepto estricto del término. La tostación oxidante puede realizarse bajo la modalidad de a muerte, o completa, y parcial, y ésta última ser sulfatante o no sulfatante. En la tostación a muerte el sulfuro se oxida completamente para facilitar su posterior reducción por carbón. En la parcial no sulfatante se disminuye el contenido de azufre para después poder formar una fase fundida de sulfuras o mata que concentre el metal; en la sulfatante, queda una parte del azufre como sulfato, para hacerlo soluble en los medios acuosos.

Modelo químico-físico de la tostación oxidante. El modelo de la tostación oxidante de un sulfuro metálico, a la temperatura: T (K), puede expresarse mediante la reacción química física siguiente:

MeS(s) + 3/20 ₂ (g) = MeO(s) + S0 ₂ (g); DH(T); AG(T)

Como en los casos precedentemente estudiados, la variación de entalpia de esta reacción a la temperatura T, puede efectuarse sumando los calores de formación en condiciones estándar del óxido y sulfuro, el calor sensible del sistema entre 298°K y T(K), dado por su calor específico equivalente: (Cp), según la ecuación:

DH = DH° + í ^T ₂₉₈ (Cp)S dT y si llamamos: K al cociente: PS0 ₂ /P0 ₂ ^3/2 , se verifica:

AG(T)=RT InK/Keq Siendo Keq la constante de equilibrio para la temperatura: T (K).

La expresión anterior nos da el potencial de tostación del reactor a temperatura T y presiones parciales P0 ₂ Y PS0 ₂ cualesquiera. El análisis de las condiciones de tostación oxidante se realiza con ayuda del diagrama isotérmico de áreas de estabilidad, de Kellog-lngraham del sistema (Me-S-O). Para tostar a muerte sin formar sulfatos debe trabajarse de forma que la recta de equilibrio entre MeO y MeS0 , que se desplaza paralelamente a si misma alejándose del origen de coordenadas al aumentar la temperatura, no corte a la línea de composición del gas a presión atmosférica. La tostación oxidante parcial no sulfatante se controla regulando la cantidad de aire de acceso al reactor y el tiempo de residencia de la carga en este.

Modelo tecnológico de la tostación.

A diferencia del secado y calcinación, la tostación es una operación exotérmica que requiere, para su desarrollo autógeno, que la carga alcance en su zona de reacción la temperatura de ignición. La operación procede en contracorriente de mineral y gases de tal forma que el sulfuro metálico: MeS, acompañado de ganga de otros sulfuros, generalmente pirita y silicatos varios, se calienta paulatinamente a medida que se desplaza por el reactor desde su ingreso por la parte superior de la culata posterior y toma contacto con los gases de combustión y tostación que en sentido contrario recorren el horno desde la culata anterior a la posterior, de esta manera la zona de reacción hasta alcanzar el punto de ignición se alcanza en un punto intermedio del reactor, lo que provoca que el mineral (ganga) tostado se aleje de la zona de reacción enfriándose con el aire que ingresa procedente del exterior, a través de la abertura de descarga de este material.

La temperatura: T’f, de salida de los sólidos, y Tf, de los gases son diferentes.

DH (MeS MeO) = AH(MeO+G)(298 Tf)+ AHS0 ₂ (298 T’f) +q El inicio o cebado de la operación necesita aporte externo de calor dotándose al reactor de los elementos necesarios para tal fin. Las temperaturas se regulan para que no superen excesivamente la temperatura de ignición ni bajen de esta, graduando la aportación de aire o bien reciclando o extrayendo calor sensible. El saldo de calor: q, de la operación varia con la naturaleza del sulfuro, la riqueza de la mena, y su contenido pirítico, pudiendo recuperarse para producir vapor de alta presión en el propio reactor o fuera de él. En el diagrama del balance térmico (Sankey) que a continuación se muestra, de la operación puede apreciarse que el calor útil o entalpia de tostación, aparece aquí como entrada dada la exotermicidad de la operación. Desde un punto de vista térmico el reactor funciona como generador de calor empleado en la producción de vapor.

Energía Energía Perdidas Calor Sensible Energía Perdida

Química del transferida a _j_ Térmicas -)- de Gases por ineficiencias combustible *" ^ la Carga de Combustión

Térmica

Cinética de la tostación oxidante.

Los sulfuros con mayor grado de sulfuración, como por ejemplo la pirita: FeS2 se calcinan perdiendo un átomo de azufre que se desprende como vapor desde el interior de los granos, y el átomo estable de azufre se elimina por difusión en contracorriente de azufre(S) y oxigeno(O), el primero hacia el exterior y el segundo hacia el interior de la partícula; el mecanismo puede explicarse considerando que ambos átomos, de similares características físicas, se sustituyen mutuamente en la red cristalina, según la reacción: MeS + O = MeO + S (Diagramas de Tostación Kelloogg-lngrahamk-1. José María Palacios de Liñán. 11/ Octubre 2011).

De este antecedente se refuerza claramente la importancia de controlar muy bien la temperatura del proceso y los aportes de oxígeno a la cámara de tostación del mineral.

Fundición de Concentrados de Plomo. El método más empleado actualmente es la reducción del sinter de óxido de plomo, el cual a su vez se produce por tostación sinterizante de concentrados de plomo (galena), mezclados con finos reciclados de sinter y sulfato de plomo, entre otros, en máquinas de sinterización. El propósito de esta etapa es remover el azufre del concentrado como Anhídrido Sulfuroso (SO2) y formar una masa sólida apropiada para cargar en el horno de reducción. La sinterización del concentrado de plomo en las máquinas de sinter (máquinas

Dwight-Lloyd) procede a 800-850°C y la reacción principal es la de oxidación de la galena a Oxido de Plomo (PbO) con generación de anhídrido Sulfuroso(S0 ₂ ) según:

La reacción se mantiene a 800-850°C diluyendo la carga con finos de sinter recirculados ya que el punto de fusión del Oxido e Plomo (PbO) es de 886°C y del

Sulfuro de Plomo (PbS) de 1119°C.

El sinter contiene de 40-50% Pb, 1-10% Zn, 1-2% S, 8-10% Si02, 5-8% CaO y 12-15% Fe203. Este se chanca y harnea para tener una carga de -37+1/4” para la etapa siguiente de reducción con carbón.

La reducción del óxido de plomo II (PbO) con carbón (coke) es un proceso termodinámicamente muy simple y puede efectuase incluso a temperaturas entre 400- 450°C. Sin embargo, por la presencia importante de cinc (Zn) y otros componentes (CaO, S1O2 y Fe203) se debe tener una escoria fluida lo que requiere operar sobre 1000°C. Debido a los problemas que presenta el cinc, se desarrolló un proceso más universal para estos concentrados (Imperial SmeltingProcess, ISP) el que permite producir tanto plomo como cinc.(Metalurgia del Plomo , Seba Rivano Villagra .Scribd, Marzo 19, 2013)

De este antecedente se desprende que para obtener Oxido de Plomo (PbO) desde derivados sulfurados se debe trabajar a temperaturas por sobre los 800°C y para el proceso de obtención del plomo metálico se deben emplear temperaturas mucho mayores, cercanas a los 1000°C .dependiendo de los componentes de la escoria que acompañen al producto a reducir.

En una patente publicada en 1985 se describe un método para producir plomo metálico, a partir de materiales de partida que contienen plomo, fundiendo los materiales de partida en condiciones de oxidación y reduciendo la masa fundida oxidada resultante, caracterizado por reducir la masa fundida con agente de reducción carbonoso sólido, en la masa fundida y asegurar que el material sólido que contiene carbonato esté presente en el fundido junto con el agente reductor. (ES8602957, 16-11- 1985, Prodn. of metallic lead from lead-contg starting materials , BOLIDEN AB ).

Básicamente este antecedente describe un proceso optimizado para obtener Plomo, por oxidación del mineral y después reducción con la ayuda de carbonatos, que deben ser agregados al material fundido. En una patente publicada en 1995 se describe un procedimiento para la obtención de trióxido de arsénico, de más de un 98% de pureza. El fundamento teórico de esta invención está basado en la menor constante del producto de solubilidad del trióxido de antimonio (Sb ₂ C>3 ₎ con respecto al trióxido de Arsénico (AS2O3), así como el ajuste adecuado de la relación sólido-líquido y la acidez del medio; aspectos que favorecen preferentemente la hidrólisis de los complejos oxiclorurados de antimonio, lo cual provoca su separación de la disolución, permaneciendo el arsénico en la misma.

La lixiviación de desechos arsenicales con disolución de NaOH permite concentrar los metales preciosos en el residuo sólido y origina un nuevo residual: una disolución alcalina rica en arsénico y antimonio, a partir de la cual se separa el antimonio al favorecer preferentemente el desplazamiento de los equilibrios de formación del trióxido de antimonio (III), obteniendo de esta forma una disolución con una alta relación Arsénico(As):Antimonio(Sb) a partir de la cual cristaliza el trióxido de Arsénico (AS ₂ 0 ₃ )

El procedimiento objeto de la patente, consiste en diluir con agua y acidular, con HCI de concentración 4,5 a 5,5 mol/L, la disolución alcalina, que contiene el arsénico y el antimonio, hasta provocar la separación de más del 94 % de éste último elemento, por filtración , constituyendo este sólido un concentrado de antimonio. Al evaporar el agua del filtrado se obtienen los cristales de trióxido de antimonio (Sb ₂ C>3) .(CU22289, 31-01- 1995, Procedure for obtaining arsenic trioxide from alkaline liquors with a high antimony-content, UNIV LA HABANA, Bustamente Sánchez María de la Libertad)

De este antecedente se desprende lo difícil que resulta la separación de trióxido de antimonio (Sb ₂ 03) de trióxido de Arsénico (As ₂ Ü3), incluso con lixiviación de los minerales que los contienen. Por lo tanto es relevante contar con un procedimiento que permita obtener Trióxido de antimonio (Sb ₂ 0 ₃ ) y Trióxido de Arsénico (As ₂ 0 ₃ ) de calidad Comercial.

DESCRIPCION DE LA INVENCION

Un descripción más detallada de la planta industrial (Fig.1)se presenta a continuación, el cual se constituirá básicamente de las siguientes dos fases de una serie de equipos que dan cuenta de los procesos pirometalúrgicos: Primera fase: Equipos y procesos involucrados en la volatilización y formación de la Mezcla solida de los Productos de Interés.

Esta primera fase consiste en equipos para un proceso de Tostación oxidante controlada, de los minerales sulfurados a temperaturas entre los 480 y 520°C, en hornos rotatorios inclinados en sentido longitudinal (entre la culata posterior y anterior de ellos) y revestidos interiormente con refractarios, y alzadores instalados entre la culata posterior y la mitad de su longitud, los que permiten levantar la carga hasta el punto más alto del horno y para que se esparza en su caída vertical sobre la corriente gaseosa. La alimentación del mineral a los hornos es continua ingresando a ellos por la parte superior de la culata posterior de estos, en contra corriente a los gases de combustión y al aire inducido que ingresan por la culata anterior de estos .La Cantidad de aire ,que debe ser regulada para asegurar la adecuada oxidación de Antimonio (Sb) y Arsénico (As) hasta la formación de sus trióxidos, y la consecuente volatilización de los mismos, como también asegurar la volatilización directa de la Galena (PbS) alimentada y evitar la formación de Cervantina (Sb ₂ 0 ₄ ). Estos productos volátiles evacuarán del horno junto con los gases de combustión y el anhídrido sulfuroso (SO2) formado a partir de la oxidación de los sulfuros de Antimonio (Sb) y Arsénico (As), en conjunto con las partículas de ganga mineral arrastradas por la corriente gaseosa.

El calor requerido para alcanzar la temperatura de operación de proceso, entre los 480 y 520°C, en los gases de salida del horno, se genera con un quemador a gas natural instalado al centro de la culata anterior del horno insertado en la pre-cámara de combustión correspondiente, permitiendo una cantidad de calor que posibilite generar una temperatura mayor a los 500°C en la entrada del horno sobrecalentando el material calcinado saliente y asegurar la temperatura de salida del horno con los productos de interés volatilizados. El material del mineral que no volatiliza ira quedando al interior del horno, el que está constituido mayoritariamente por ganga mineral y que se evacuará continuamente por la descarga del horno ubicada en la zona inferior de su culata anterior, y cuyo escurrimiento se genera a raíz de la inclinación vertical que presenta el horno entre su culata posterior y la anterior. La ganga calcinada saliente del horno es transportada a pozos de enfriamiento, tres en total, en que el material es depositado para su posterior enfriamiento y retiro a su lugar de destino definitivo, botadero o devolución al lugar de origen, el yacimiento. Los tres pozos, irán rotativamente cumpliendo una función específica ya sea de recepción, de enfriamiento o de retiro del material. Composición mineralógica del mineral a procesar, se ha tomado en consideración los análisis de las características de minerales que generalmente se procesan para la obtención de trióxido de antimonio en Sudamérica, para ello se han estudiado los antecedentes publicados por variadas empresas mineras:

El mineral generalmente tiene la siguiente composición genérica:

• Antimonita > 50%

• Galena (PbS)< 0,15%

• Arsenopirita< 2%

• Sílice (S1O2) constituye mayormente la ganga

• Trazas de mercurio

De estudios en específico, se tienen los antecedentes iniciales de las características del mineral.

DESCRIPCIÓN DETALLADA DE LA INVENCIÓN

El mineral recibido será tratado en tres líneas idénticas de operación (Planta), así como se detalla en el diagrama de flujo que forma parte de los dibujos en la Fig. 1.

Primera Fase: Equipos para la Volatilización y formación de la Mezcla de los Productos de Interés.

Esta primera fase consiste en equipos para un proceso de Tostación oxidante controlada de los minerales sulfurados a temperaturas entre los 480 y 520°C, en hornos rotatorios (2) inclinados en sentido longitudinal (entre la culata posterior y anterior de ellos) y revestidos interiormente con refractarios, y alzadores instalados entre la culata posterior y la mitad de su longitud, los que permiten levantar la carga hasta el punto más alto del horno , para que se esparza en su caída vertical sobre la corriente gaseosa.

Una vez que los gases de combustión, anhídrido sulfuroso y volátiles abandonan el horno a temperaturas entre los 480 y 520°C, ingresan a una Cámara de Expansión (3) o de Sedimentación de gases cuya función es reducir la velocidad inicial de las partículas arrastradas por la corriente gaseosa, eliminando de las mismas las partículas de mayor tamaño (> 50 pm) y además las abrasivas, como también disminuir la temperatura de los gases salientes. Dicha cámara cuenta con una sección inferior de paredes inclinadas que confluyen a una cadena de arrastre, que recupera las partículas de polvos decantadas en ella. La cámara se diseña para provocar una disminución de temperatura de 100°C. En base al criterio de separación, para la recolección de partículas se utiliza la fuerza gravitacional como principio de funcionamiento permitiendo la sedimentación de material particulado en tamaños de 20 a 50 pm o mayores.

El dimensionamiento de un equipo que permita este objetivo está estrechamente ligado al conocimiento de la naturaleza del movimiento de una partícula que se mueve en el seno de un fluido. El modelo aceptado es el propuesto por Stokes conocido como la ley de Stokes

En esencia una cámara de sedimentación es un recipiente con una entrada en un lado y una salida situada al lado contrario frontalmente o en la parte superior de la misma, generalmente de geometría rectangular su parte central, donde se permite a una corriente gaseosa expandirse de tal forma, que la velocidad del gas dentro de la misma disminuye considerablemente permitiendo que la acción de la gravedad sedimente las partículas que esta arrastra. La sección transversal del equipo es mucho mayor que la del ducto que se aproxima a él para que pueda expandirse el gas y consecuentemente se produzca la ralentización del mismo. Se emplean tolvas que recolectan el sólido separado en la parte inferior del mismo, desde donde es retirado por medio de una cadena de arrastre para ser enviadas a su destino siguiente. Debe tenerse en cuenta que el sistema de recolección de polvos esté completamente bien sellado para prevenir que entre aire a través de él, el que puede aumentar la turbulencia en el equipo y consiguientemente reincorporar las partículas eliminadas nuevamente a la corriente. Existen dos tipos fundamentales de modelos constructivos: el de placas deflectoras o modelo de Howard y el de cámaras de expansión.

En esencia una cámara de sedimentación es un recipiente con una entrada en un lado y una salida situada al lado contrario frontalmente o en la parte superior de la misma, generalmente de geometría rectangular su parte central, donde se permite a una corriente gaseosa expandirse de tal forma, que la velocidad del gas dentro de la misma disminuye considerablemente permitiendo que la acción de la gravedad sedimente las partículas que esta arrastra. La sección transversal del equipo es mucho mayor que la del ducto que se aproxima a él para que pueda expandirse el gas y consecuentemente se produzca la ralentización del mismo. Se emplean tolvas que recolectan el sólido separado en la parte inferior del mismo, desde donde es retirado por medio de una cadena de arrastre para ser enviadas a su destino siguiente. Existen dos tipos de modelos constructivos: el de placas deflectoras o modelo de Howard y el de cámaras de expansión.

La operación del ciclón en este proceso se aplica para aquellas partículas de mineral que permanecen en la corriente gaseosa (preferentemente ganga) y que no fueron recuperadas en el proceso anterior, de diámetro aproximado menor a 20pm.

El ciclón es esencialmente una cámara de sedimentación en que la aceleración gravitacional se sustituye con la aceleración centrifuga. Los ciclones constituyen uno de los medios menos costosos de recolección de polvo, tanto desde el punto de vista de operación como inversión. Estos son básicamente construcciones simples que no cuentan con partes móviles, lo cual facilita las operaciones de mantenimiento; pueden ser hechos de una amplia gama de materiales y pueden ser diseñados para altas temperaturas (que ascienden incluso a los 1.000 °C) y presiones de operación. Los ciclones son adecuados para separar partículas con diámetros mayores de 5 pm; aunque partículas muchos más pequeñas, en ciertos casos, pueden ser separadas. Los ciclones presentan eficiencias mayores que la cámara de sedimentación gravitacional, y eficiencias menores que los filtros de talegas, lavadores y precipitadores electrostáticos. La fuerza centrífuga generada por los giros del gas dentro del ciclón puede ser mucho mayor que la fuerza gravitacional, ya que la fuerza centrífuga varía en magnitud dependiendo de la velocidad de giro del gas y del radio de giro. Teóricamente el aumento de la velocidad de entrada al ciclón implicaría un aumento de la fuerza centrífuga y, por lo tanto, un aumento de la eficiencia; sin embargo, velocidades de entrada muy altas generan la resuspensión de material particulado de las paredes internas del ciclón, lo cual disminuye la eficiencia del ciclón; adicionalmente, aumentar la velocidad de entrada implica mayor consumo de energía.

Conforme a la selección del ciclón (Alta eficiencia) se espera lograr en él la recuperación total de partículas sólidas aún presentes a la entrada de este equipo, de esta manera se espera que los gases salientes del ciclón a 350 °C estén limpios de partículas sólidas de ganga de la primera etapa.

Dada la temperatura alcanzada en los gases a la salida del ciclón, 350°C, ellos ingresarán a un sistema de Enfriamiento Radiativo (4) semejante a un serpentín constituido por columnas verticales unidas entre sí, por cuyo interior circula el gas disipando su calor latente al contactar las paredes del equipo, sistema que se refrigera liberando hacia la atmosfera que lo rodea una significativa cantidad de calor por radiación y convección. El ducto que constituye el sistema de enfriamiento radiativo debe ser dimensionado para alta velocidad de conducción a fin de evitar la sedimentación de partículas en su interior, que se generarán por solidificación de los productos volátiles al alcanzar su punto de condensación debido a que en su longitud se provocará una disminución de temperatura de gases de al menos 250 °C, rango en el cual los compuestos volátiles presentes (AS ₂ O ₃ , Sb ₂ 0 ₃ y PbO) condensan. La alta velocidad requerida y perdidas de carga aguas abajo en el sistema de manejo de gases se compensa con la inclusión de un extractor tipo Booster a la entrada del enfriador radiativo. Para asegurar que la Galena volatilizada se oxide y solidifique como óxido de Plomo (PbO) en los pasos siguientes, se inducirá aire a través de una válvula de abertura controlada instalada a la entrada del sistema de enfriamiento radiativo. Los gases salientes del Enfriador Radiativo conteniendo las partículas condesadas de los óxidos de Arsénico (As), Antimonio (Sb) y Plomo (Pb) volatilizados en la tostación, ingresan a un Filtro de Mangas (5) donde serán recuperadas al ser atrapadas por las telas filtrantes instaladas en su interior, telas que sólo dejan pasar los gases a tratar y a evacuar de la planta. La mezcla de partículas sólidas de los productos interesantes, Trióxido de Antimonio (Sb ₂ 0 ₃ ), Trióxido de Arsénico (AS ₂ O ₃ ) y Plomo oxidado (PbO) atrapados, son retiradas de las mangas por mecanismo de vibración intermitente, como también por la emisión de pulsos de aire a presión, que provoquen el desprendimiento de ellas. La mezcla de productos obtenida es transportada neumáticamente hasta el sistema de alimentación de la siguiente fase del proceso.

En el filtro de manga (5) se lleva a cabo la separación del polvo presente en los gases haciendo pasar esta corriente gaseosa a través de tejidos filtrantes, que retienen las partículas sólidas presentes. La operación consiste básicamente en forzar el paso de la corriente de gas a través del medio filtrante (tejido), el cual tiene como misión retener el polvo transportado por el gas acumulándose sobre él y generando una capa que favorece la eficacia de la filtración de las partículas de menor tamaño. A medida que el filtro se carga de partículas exteriormente la pérdida de carga del gas a través del mismo va aumentando. Llega por tanto un momento en que es necesario despegar la capa de polvo acumulada para recuperar la funcionalidad del equipo, siendo ésta acción realizada mediante pulsos de aire a presión en sentido contrario al paso del gas. Las superficies filtrantes tienen forma de bolsa o mangas insertadas en celdas o compartimientos del filtro ordenadamente en un número de 10 o más unidades. El filtro está constituido por varias celdas en operación o estancas. Es un equipo que presenta altos rendimientos de depuración, incluso para partículas muy finas, cuyos valores usuales de rendimiento son de 99 % al 99,9 %, para tamaños comprendidos en el rango de sub-micrónes hasta varios cientos de mieras. Teniéndose presente que no pueden operar en ambientes húmedos o cerca del punto de rocío de la corriente gaseosa, como tratar polvos adhesivos o aglomerantes, pues existe el riesgo de colmatación de la tela al quedarse el polvo húmedo adherido a ellas tras la limpieza. En cuanto a su diseño el dato más importante es el caudal de gas a tratar, marcando el tamaño del equipo y en consecuencia el coste de inversión. La principal variable de diseño del filtro de mangas es la relación A/C (caudal real de gas y la superficie de captación) o velocidad de filtración expresada en m/s, y el otro parámetro operativo importante es la pérdida de carga total en el equipo, que determina la necesidad energética de impulsión del gas a través del equipo. Para entregar gases de combustión limpios al ambiente, los gases salientes del filtro de mangas que contienen anhídrido sulfuroso (SO2) ingresarán a una Torre de Lavado de Gases (7) (Lavadores de Gases) empacada donde la aspersión en contra corriente de lechada de cal al 10% de dilución sobre el gas que asciende a través del material de empaque neutraliza al S02 generando Yeso (CaS0 ₃ ) diluido en agua, que se retira del sistema para su disposición final. El gas limpio saliente de la torre es impulsado por efecto de un extractor a la Chimenea (8) de evacuación de gases de la Planta.

Los lavadores de gases son equipos de contacto gas-líquido, en los cuales el líquido actúa como colector de compuestos contaminantes en la corriente gaseosa. Con el diseño adecuado, se logran eficiencias de remoción de un 99%.

Estos equipos se basan en el fenómeno de absorción del gas en el líquido, por lo que su funcionamiento depende de que se logre un íntimo contacto entre ambos. Para lograr tal contacto, se debe maximizar las superficies de exposición del gas y/o del líquido, lo que en torres empacadas ocurre al dividir el líquido en una infinidad de películas delgadas del mismo, de baja velocidad, a través del empaque.

El gas limpio saliente de la torre de lavado constituido principalmente por gases de combustión y vapor de agua son transportados e impulsados por la acción del Extractor que comparte y apoya el manejo de gases desde el sistema de enfriamiento operativo hasta la evacuación de estos por la Chimenea. La Chimenea única de la planta tiene como función evacuar los gases limpios del proceso y que se emitan a la altura que la normativa ambiental establezca, asegurando el mínimo impacto ambiental sobre el medio y la Comunidad aledaña.

Segunda Fase: Equipos para la Separación de Productos Comerciales (Fig.1 )

Esta Segunda Fase del proceso se lleva a efecto en varios equipos, comenzando en un horno fijo (tipo reverbero) de doble cámara con quemadores ( Fig. 2 y 3), uno por cada cámara inclinados hacia el piso de los crisoles para evitar arrastre de polvo fino (10) que caracteriza a la mezcla de óxidos de Antimonio (Sb), Arsénico (As) y plomo (Pb), recuperados en el Filtro de Mangas (5) de la etapa anterior. A igual que en la etapa anterior la temperatura del proceso en el horno es entre los 480 y 520°C, con el fin de generar la volatilización de los productos de interés, Trióxido de Antimonio (Sb ₂ 0 ₃ ) y Trióxido de Arsénico (AS ₂ O ₃ ) que se separan conforme a sus diferentes temperaturas de solidificación en equipos distintos del sistema de Manejo de Gases, tal como se muestra en la Fig.1 a continuación, donde el Sb ₂ C> ₃ se recupera en una Cámara de Enfriamiento Radiativa (CER) (12) que opera a nivel de 350°C y el AS ₂ O ₃ al final del sistema en el Filtro de Mangas (FM) (14) a temperatura menor a 100°C. Dada la condición de que el óxido de Plomo (PbO) no volatiliza a la temperatura de proceso indicada, este compuesto se mantiene sólido al interior del horno. Para la recuperación del plomo (Pb) como producto comercial desde el interior del horno, se debe efectuar un proceso de reducción con carbón coque que lo transforme a Pb metálico líquido a la temperatura del proceso, entre los 480 y 520°C.

Por las razones expuestas y por las diferentes condiciones de atmosfera que requieren los productos para su recuperación comercial, esta 2 ^a fase se realiza, en un horno de doble cámara (Fig.2 y 3) en dos sub-etapas, que en la Fig. 1 se describen, y que podemos detallar como sigue:

Sub- Etapa de Volatilización de Trióxidos de Sb y As y acumulación de PbO al interior del horno, con atmosfera controlada para mantener las características químicas del Sb ₂ 0 ₃ y A _S2 O ₃ volatilizados y asegurar su recuperación en términos de calidad en el CER y FM respectivamente. Una vez completado el volumen óptimo de PbO que es compatible con la capacidad del horno se desarrolla la siguiente sub-etapa.

Sub- Etapa de Reducción de PbO y Obtención de Pb Líquido, efectuando la reducción del PbO acumulado en la sub-etapa anterior en la cámara del horno correspondiente, con un reductor, carbón coque, que es adicionado al crisol para producir la reducción del óxido a Pb metálico, el que entre los 480 y 520°C se licúa y puede ser extraído desde el horno, hacia su sistema de moldeo de generación de lingotes comercializables.

En la conformación de equipos del sistema de manejo de gases en esta fase se emplea una Cámara de Expansión Radiativa (12) (Fig.3 y 4) cuya función es recuperar el Trióxido de Antimonio Condensado del flujo de gases.

Balance de masa del proceso

En este caso en particular, se ha condicionado para llevar a cabo el balance, el contenido del mineral alimentado al proceso, cumpliendo con las siguientes características:

• Antimonio, 30%.

• Plomo, 10%.

• Arsénico, 4%.

• Humedad del mineral, 7%.

Partiendo de un mineral con estas características, se generan 300 toneladas métricas secas (TMS) mensuales de trióxido de antimonio, con una eficiencia en cada una de las etapas del proceso de un 95%. Concillando las características de los minerales de antimonio de la Región y las condiciones de mineralogía y producción de trióxido, el mineral alimentador del proceso, estaría compuesto de acuerdo a lo mostrado en la Tabla 1 , donde la masa de cada componente se expresa en Kg secos por hora. De este modo, tomando como base de cálculo una hora de producción, se alimenta al tostador con 1.309,2 kg/h de mineral, con un 7% de humedad. Se considera que el 100% de la ganga presente en el mineral, corresponde a sílice (S1O2)

Tabla 1 : Composición del mineral alimentador del proceso, por elementos y especies mineralógicas.

La Fig. 1 muestra los diagramas del proceso y equipos (Planta) de obtención de trióxido de antimonio, dividido en dos fases. En la primera se realiza la volatilización de óxidos, enfriamiento y limpieza de gases de oxidación. La segunda fase dividida en dos subetapas por lote de producción, corresponde a la separación de óxidos de antimonio, arsénico y plomo, reducción de este último óxido a plomo (Pb) líquido y limpieza de gases de reducción. Los productos finales del proceso son, trióxido de arsénico, Pb en lingotes y trióxido de antimonio, como producto principal. Las reacciones químicas de interés que se llevan a cabo en la primera fase del proceso, son:

2Sb ₂ S ₂ +90 ₂ 2Sb ₂ 0 ₂ +6S0 ₂ (1)

9Sb ₂ 0 ₄ +Sb ₂ S ₂ b ₂ 0 ₂ +3S0 ₂ (2)

Sb ₂₂ Pb ₉ S ₄₂ +630 ₂ ^ ^Sb ₂ 0 _^ +9Pb0+42S0 ₂ (3)

2PbS+30 ₂ 2Pb0+2S0 ₂ (4)

2FeAsS+50 ₂ Fe ₂ 0 ₂ +As ₂ 0 ₂ +2S0 ₂ (5)

2As ₂ S ₂ +90 ₂ 2As ₂ 0z+eS0 ₂ (6)

2As ₂ S ₂ +90 ₂ — >AS ₄ 0Q+6S0 ₂ (7)

AS ₄ S ₄ +10 ₂ — >2AS ₂ 0 ₂ +4S0 ₂ (8)

AS4S ₄ ⁺ 70 ₂ ®AS ₄ 0 _I ¡+4S0 ₂ (9)

Como en todo proceso que involucra reacciones químicas, la probabilidad de que ocurra cada una de ellas está condicionada a diversos factores, tales como: temperatura y presión, entre otras. Sin embargo para realizar el balance de masa se consideran principalmente las reacciones antes listadas. El Balance de masa del proceso, se realiza en los equipos principales, donde se llevan a cabo las reacciones químicas antes señaladas y del mismo modo se procede con el balance de energía. Balance de masa en el tostador. Tal como se mencionó anteriormente, la alimentación al tostador corresponde a 5.219,6 kg/hr de mineral que es llevado a una temperatura entre los 480 y 520°C, mediante un quemador de gas natural o petróleo diesel, dependiendo de las facilidades de la región en que se instale la tecnología en cuestión. Las pérdidas de calor en los equipos principales, se consideran cercanas al 10% y la eficiencia del combustible utilizado, se asume cercana al 98%.

La Tabla 2 muestra la masa de los principales productos de salida del tostador, considerando las tres líneas de tostación como una sola. La oxidación de la galena (PbS) se realiza insuflando el aire necesario aguas abajo del tostador, para garantizar la oxidación del mismo fuera de este equipo, evitando de esta manera, las pérdidas de este óxido en la cámara de expansión y en el ciclón.

Tabla 2: Productos de salida del tostador.

El detalle de otras entradas y salidas de flujos del tostador, están especificadas en el balance global del proceso, correspondiente. Para realizar el cálculo del flujo de sustancias volátiles que salen a la cámara de expansión, se considera que el óxido de fierro y (Fe ₂ 03) y el óxido de arsénico (As ₄ C> ₆ ), serán arrastrados con la ganga y enviados a los pozos de enfriamiento.

Sumando las masas de la galena y los óxidos de antimonio y arsénico, y asumiendo que esa masa total se comporta como Dióxido de Azufre (SO ₂ ), se calcula el flujo de salida hacia la cámara de expansión, en condiciones normales. De este modo, la sumatoria de gases y polvos volátiles saliendo hacia la cámara de expansión, sería un total de 4587,3 Nm ³ /h. La tabla 3 muestra el detalle de los flujos a la entrada de la cámara de expansión.

Tabla 3 Flujo de gases y volátiles a la cámara de expansión.

El flujo de combustible necesario para la tostación (petróleo diesel), es de 278,8 l/h y el aire requerido para la combustión es 2.755,8 Nm ³ /h. Por otro lado, el aire para oxidación del mineral en el tostador es de 865,0 Nm ³ /h. Para realizar el cálculo del flujo de trióxidos Arsénico y Antimonio y Galena volatilizados en esta etapa, se asimilan a Aire, en términos del volumen ocupado. En tal caso, la masa a volatilizar es de 608 kg/h. Se calcula el flujo de volátiles en condiciones normales. Oxidación de la Galena, tal como se especifica antes, la oxidación de la galena se realiza fuera del tostador tal como se indica en la Fig. 1 y las reacciones químicas asociadas a dicha oxidación son las número (3) y (4), listadas con anterioridad. El balance de materiales correspondiente, nos indica que el flujo de aire necesario para tal efecto, es 123,1 Nm ³ /h.

Balance de masa en la Torre de lavado Limpieza de gases

Los gases producto de la primera etapa del proceso, gases de reacción y combustión, son dirigidos a una Torre de lavado, en la cual se contactan con lechada de cal al 10% p/p, para generar gases acondicionados para cumplir con la normativa correspondiente y ser eliminados al ambiente mediante chimenea. La Tabla 4, muestra el flujo de gases enviados a la torre de lavado, generados en la primera etapa del proceso. Abatimiento de Dióxido de Azufre (SO2) en la torre de lavado La reacción química correspondiente al abatimiento de Dióxido de Azufre (SO2) en la torre de lavado es la siguiente:

S0 ₂ (g)+Ca(0H) ₂ (s)®CaS0 _z *MH ₂ 0s +12 H ₂ 0(l) (10)

Para abatir los 252,9 Nm ³ /h de dióxido de azufre que entra a la torre, se requerirán 834, 1 kg/h de Cal y se producirán 1.454 kg/h de yeso CaSO _z *\2H ₂ Oy 101 ,4kg/h de agua líquida.

Tabla 4: Flujo de gases de entrada a Torre de Lavado.

Balance de masa en la segunda fase

Tal como se mencionó con anterioridad, la segunda fase del proceso se lleva a cabo en dos sub-fases cicladas por cada carga introducida a una de las cámaras del horno, donde se acumulará, la cantidad suficiente de PbO que genera el volumen adecuado de Pb metálico para ser moldeado en forma continua. Dadas las dimensiones de los crisoles del horno de doble cámara, se estima en dos días el tiempo de requerido en la primera sub fase, para iniciar la segunda sub fase. La primera de ellas, que se realiza una temperatura entre los 480 y 520°C, en un horno fijo de tipo reverbero con quemadores en la bóveda, corresponde a la volatilización de los trióxidos de Arsénico y Antimonio que conformaban la mezcla de óxidos junto con el PbO y recuperada en los filtros de mangas de la primera etapa. El óxido de plomo que no volatiliza, queda en el reactor y sé acumula para ser reducido con coque en la segunda sub-etapa carga de mineral. El Sb ₂ 0 ₃ , uno de los productos finales del proceso, es capturado en una Cámara de Enfriamiento Radiativa debido a que su condensación se produce entre los 350 y 400 °C, y alcanza los 418,0 kg/hr, que corresponde a una producción mensual de 300 toneladas.

El AS2O3, 61 ,1 kg/h, pasa hasta el filtro de mangas, donde es captado, debido a que su condensación se produce bajo los 280°C. La producción mensual de este producto es de 44 toneladas. El combustible requerido, petróleo diesel, para elevar la temperatura hasta 500 °C, es de 287,8 Nm ³ /hr y el aire necesario para tal efecto es de 2.840,6 NrrvVh. Los gases de salida, producto de la combustión del gas natural en el reactor están resumidos en la Tabla 5.

Tabla 5: Gases de salida reactor primera sub-fase carga de mineral.

Para realizar el cálculo del flujo de trióxidos volatilizados en esta sub-fase, se considera que el óxido de plomo queda retenido al interior del reactor y que tanto el Trióxido de antimonio como el trióxido de arsénico, se comportan como Aire en términos del volumen ocupado. En tal caso, la masa a volatilizar es de 479,1 kg/h. Se calcula el flujo de volátiles en condiciones normales. De este modo, los polvos volátiles saliendo del reactor alcanzan los 372,8 Nm ³ /h y la sumatoria de gases y polvos volátiles saliendo de la primera sub-fase carga de mineral, será un total 454,5 de Nm ³ /h.

Reducción del óxido de plomo

El óxido de plomo retenido en el reactor, es reducido con Carbón Coque, de acuerdo a las siguientes reacciones químicas.

2Pb0+C 2Pb+C0 ₂ (11)

PbO+C Pb+CO (12)

Pb0+C0 Pb+C0 ₂ (13)

De este modo, para reducir 124,6 kg/h de PbO, la cantidad de coque requerida es de 3,4 kg/h.

El Pb producto de dicha reducción es de 115,7 kg/h, por lo que será necesaria la acumulación del metal al interior del horno, para lograr una adecuada altura de sangrado. Se estima que al cabo de 2 días de acumulación, se genera la altura óptima de aproximadamente 40,8 cm, considerando que las dimensiones de cada crisol en el horno es de 1 ,2 m ² ( 0,6 x 2,0 m ² ) de área basal y que la densidad del Pb es de 11 ,35 gr/cm ³ . Los gases generados en el proceso de reducción de óxido de Plomo son despreciables frente a los requeridos para mantener la temperatura del horno entre los 480 y 520°C y del óxido de Plomo que se acumula al interior, junto con llevar a cabo la volatilización de los trióxidos de Antimonio y Arsénico, más aún si el único aporte de gas se debe a la formación de dióxido de carbono (CO2), a razón de 6,36 Nm /h durante este proceso, representando el 0,2% del gas total saliente del horno. Los antecedentes encontrados respaldan que el proceso y el horno recomendados para realizar la transformación de antimonita a Trióxido de Sb es una tostación oxidante pero controlada en hornos rotatorios, de manera que aseguren sólo la generación de trióxidos de Sb y As volátiles a la temperatura del proceso (entre los 480 y 520°C) y que la Galena (PbS) no oxidada se volatilice e incorpore a los gases salientes del horno, productos de la combustión y de anhídrido sulfuroso (SO2) resultante de la oxidación de los sulfuras de Antimonio(Sb) y Arsénico(As).

La mezcla de gases volátiles generada en el proceso de tostación (en una Primera Fase del proceso de Obtención) se somete a distintos procesos de enfriamiento para obtener al final del sistema de manejo de gases una mezcla solidificada de ella (Sb203, AS2O3 y PbO).

La oxidación de Sulfuro de Plomo (PbS) a Oxido de Plomo (PbO) se induce con la inyección de aire al sistema de manejo de gases, a través de una válvula controlada instalada a la entrada de uno de los componentes del sistema de enfriamiento.

De esta manera, la mezcla condesada al final de este sistema esta constituida por Trióxidos de Antimonio (Sb) y Arsénico (As) y oxido de Plomo (Pb) y se recupera en un Filtro de Mangas que opera bajo los 100°C.

Para entregar gases de combustión limpios al ambiente, los gases salientes del filtro de mangas que contienen anhídrido sulfuroso (SO2) ingresan a una torre de lavado de gases empacada donde por la aspersión en contra corriente de lechada de cal al 10% de dilución sobre el gas que asciende a través del material de empaque neutraliza al anhídrido sulfuroso (SO2) generando Yeso (CaS04) diluido en agua, que se retira del sistema para su disposición final.

El material no volátil del mineral, la ganga mineral calcinada es retirada del horno, es transportada, junto con los polvos arrastrados por los gases saliente de dicho equipo y se recuperan del sistema de manejos de gases, a pozos de enfriamiento, tres en total en que el material es depositado para su posterior enfriamiento y retiro a su lugar de destino definitivo, botadero o devolución al lugar de origen, el yacimiento. Los tres pozos, irán rotativamente cumpliendo una función específica, de recepción, enfriamiento o retiro del material una vez enfriado.

Conforme a los antecedentes mencionados y orientados a la metalurgia del plomo, se respalda que con el fin de efectuar la separación en productos comerciales (trióxidos de WO 2020/132752 PCT/CL20,*, 000045

Antimonio y Arsénico) y generación de Plomo metálico, la mezcla solidificada de óxidos obtenidos al final de la primera fase del proceso, se somete a una segunda fase con horno de doble cámara fijo similar a un reverbero, que inhiben el arrastre de polvo y mantienen la temperatura del horno entre los 480 y 520°C, donde al aprovechar las propiedades físicas inherentes a los productos a obtener, se provoca su separación y obtención como productos comerciales. Para ello, el proceso en esta etapa se subdivide en dos operaciones lotes de producción, como son las siguientes:

Volatilización de Trióxidos de Antimonio (Sb) y Arsénico (As) y condensación separada de ellos, en el sistema de manejo de gases, dada su diferente temperatura de solidificación, retirando en primer lugar el Trióxido de Antimonio (Sb203) en Cámara de Enfriamiento Radiativo, que opera entre los 350 y 300°C y posteriormente el Trióxido ^' de Arsénico(As203) en un Filtro de Mangas bajo los 100°C, entre tanto el Plomo oxidado (PbO) se acumula dentro del horno para su posterior tratamiento en el siguiente Lote de Producción. Reducción del Oxido de Plomo (PbO) acumulado al final de cada ciclo de carga introducida a una de las cámaras del horno, para ello se agrega carbón coque u otro combustible similar sobre este material a fin de inducir su transformación a Plomo (Pb) metálico, líquido a la temperatura de proceso (entre los 480 y 520°C), hecho que una vez concretado el Plomo (Pb) líquido obtenido es extraído del horno para su moldeo.

La Fig. 1 muestra con un diagrama de bloques la Planta para la obtención de trióxido de antimonio, trióxido de arsénico y plomo metálico.

Primera fase de Volatilización y Formación de Mezcla de Óxidos (1-9).

1. Sistema de alimentación de mineral de antimonita el que se caracteriza por estar constituido por minerales sulfurados predominantemente de Antimonio, Arsénico y Plomo, cuyos contenidos promedios fluctúan entre un 20-30% de Antimonio (Sb), 2-4% de Arsénico (As) y 5-10% de Plomo (Pb), el que se alimenta desde la cancha de almacenamiento a las tolvas de alimentación de los Tostadores mediante un circuito de transporte constituido por tres correas transportadoras, para elevar la carga de mineral desde el nivel de cancha de almacenamiento hasta el buzón de alimentación de la correa horizontal que distribuye el mineral a las tolvas de alimentación a cada Tostador, desde donde es extraído en forma continua mediante un tornillo sin fin tipo canal siendo traspasado a un segundo tomillo perpendicular al anterior, tubular que deposita la carga en el interior del tostador alejado adecuadamente de su extremo posterior y sobre el revestimiento refractario y los alzadores de levante del interior del Tostador.

Tostación oxidante regulada en Homo Rotatorio (Tostador), a temperatura controlada entre los 480 y 520°C del mineral sulfurado, con el objeto de generar trióxidos del Antimonio y Arsénico y en consecuencia su volatilización junto con la galena presente (PbS). El material calcinado que no volatiliza mayoritariamente ganga mineral, es retirado del proceso por lo que debe escurrir hacia el exterior del Tostador, razón por la cual dicho equipo presenta una inclinación en sentido longitudinal de 2%, desde el cabezal posterior hasta el anterior, lugar donde se instala el quemador de combustión, el que genera los gases que permiten mantener la temperatura entre los 480 y 520°C al interior del Tostador, y que circulan en contra corriente al desplazamiento del mineral alimentado. En beneficio de la transmisión del calor de los gases hacia el mineral y facilitar la volatilización de los productos de interés en el horno rotatorio, dispone de alzadores de carga insertados en el primer tercio de longitud del horno desde el extremo posterior por donde ingresa el mineral, elementos que permiten remover y levantar dicho material hasta un punto interior alto, cayendo desde ahí y esparciéndose sobre la corriente gaseosa. El aire para generar la oxidación del Antimonio y Arsénico es inducido por el tiraje que ejerce un ventilador de tiro inducido, ubicado aguas arriba en el sistema de Manejo de Gases (entre el Filtro de Mangas y la Torre de Lavado de Gases) hacia el interior del tostador, razón por la cual el muro del cabezal del quemador (anterior) constará de un número y tamaño adecuado de orificios, distribuidos simétricamente en relación a su eje horizontal, contando cada uno de ellos con una válvula controlada para la regulación de la cantidad de aire a infiltrar en beneficio de la adecuada oxidación de trióxidos en formación.

Una vez que los gases de combustión, anhídrido sulfuroso y volátiles (Trióxidos de

Arsénico y Antimonio, y Galena) abandonan el Tostador a una temperatura entre los 480 y 520°C, ingresan a una Cámara de Expansión o de Sedimentación de gases cuya función es reducir la velocidad inicial de los gases (menor a 3 m/s) y recuperar la mayor parte de las partículas arrastradas por la corriente gaseosa, eliminando de ellas las de mayor tamaño (mayor a 20 pm), como también disminuir la temperatura de los gases salientes. Dicha cámara consta con una sección inferior de paredes inclinadas que descargan el material recuperado a un tornillo sin fin tipo canal, que colecciona las partículas de polvos de ganga decantadas en dicha cámara y que también colecta las partículas de ganga separadas del flujo de gases en el ciclón que la precede. Por su forma y diseño, la Cámara de Expansión permite la disminución moderada de la temperatura de los gases. El dimensionamiento de un equipo de este tipo está estrechamente ligado al conocimiento de la naturaleza del movimiento de una partícula que se mueve en el seno de un fluido, el cual se ajusta al modelo propuesto por Stokes conocido como la ley de Stokes.

Para asegurar la máxima recuperación de las partículas de polvo de ganga arrastradas, el flujo de gases salientes de la Cámara de Expansión pasa a una segunda operación de limpieza en un Ciclón, equipo que remueve el material particulado aún presente en la corriente gaseosa, basándose en el principio de impactación inercial, al entrar el flujo gaseoso cargado en partículas en forma tangencial a la zona cilindrica superior, aprovechando el aumento de velocidad en su circulación y la fuerza centrífuga generada por la rotación de gases y partículas sólidas, estas últimas, por su mayor peso, saldrán por el underflow del Ciclón y los gases libre de partículas por el overflow. Dada la alta velocidad alcanzada por los gases en el proceso, mayor a 20 m/s, el efecto de pérdidas de calor por radiación es reducido, por lo cual se estima que la temperatura de los gases al salir de este equipo no presenta grandes variaciones.

Conforme a lo detallado en los párrafos anteriores el conjunto de Cámara de Expansión y Ciclón genera una disminución de temperatura de alrededor de 150°C. Considerando que los productos de interés son Trióxido de Arsénico (AS2O3), Trióxido de Antimonio (Sb2C>3) ya formados y volatilizados en la tostación y Plomo (Pb) en forma de PbS, y que están presentes en los gases salientes a 350°C de la etapa 3, dichos gases serán sometidos a un proceso de Enfriamiento Radiativo, que se describe a continuación. No obstante, debido a la concepción del proceso de obtención de Plomo Metálico en la 2 ^a fase, la Galena presente en los gases debe ser oxidada y condensada como óxido de Plomo (PbO), para lo cual el aire requerido para su oxidación es inducido por la acción que ejerce el Ventilador de Tiro Inducido a través de una válvula de abertura controlada instalada a la entrada de este sistema de enfriamiento.

Dicho sistema de Enfriamiento está constituido por serpentines en paralelo conformados por una seguidilla de U invertidas unidas entre sí (constituyendo cada uno de ellos una rama del sistema). El gas entrante al equipo circula por su interior para enfriarse de 350° a menos de 100°C, disipando el calor latente de los gases a través de las paredes de los serpentines que conforman dicho equipo, liberando este calor mediante fenómenos de convección y principalmente de radiación, hacia el aire atmosférico que lo rodea y que circula por su alrededor.

Por otra parte, el ducto que constituye este sistema de enfriamiento debe ser dimensionado para una alta velocidad de conducción a fin de evitar la sedimentación de partículas que condesan en la medida que la disminución de temperatura avance y se genere la solidificación de los productos volátiles de interés. La capacidad de disipación de calor según el tamaño de cañería que conforme el serpentín define el largo requerido para la disminución de la temperatura de los gases perseguida, que en este caso es de alrededor de 250 °C.

5. Producto de la disminución de temperatura (menor a 100°C) generada en los gases en el proceso anterior (Enfriamiento Radiativo), el Trióxidos de Antimonio y Arsénico y Óxido de Plomo han sido solidificados en tamaño muy fino (polvos con 95% bajo 3pm), los que son transportados junto con los gases a un Filtro de Mangas (FM), donde podrán ser separados de la corriente gaseosa. La separación de los polvos se genera al hacer pasar la corriente gaseosa por tejidos filtrantes, denominadas mangas, que retienen las partículas sólidas presentes y el gas libre de partículas continúa en su proceso de limpieza, para su posterior evacuación por la Chimenea de la planta. La mezcla de productos sólidos constituida por polvos de Trióxidos de Antimonio (Sb20 ₃ ) y Arsénico (AS2O3) y óxido de Pb (PbO), es retirada desde el FM mediante una válvula rotatoria, la que descarga sobre una cadena transportadora (rastra) para alimentar la Tolva receptora del sistema de transporte neumático que traslada la mezcla de óxidos hasta la tolva de alimentación de la 2 ^a Fase (Separación de los Productos Comerciales).

6. Ventilador de Tiro Inducido (VTI), equipo que provoca el movimiento de los gases generado en los procesos que conforman la 1 ^a fase, es decir, desde el Horno Rotatorio (Tostador) hasta la salida del Filtro de Mangas, y posteriormente impulsar los gases salientes de este equipo hacia una Torre de Lavado (TL) única de gases y provocar la evacuación de los gases libres de contaminantes hacia la Chimenea única de la planta. Por cada línea de operación de procesos de la 1 ^a fase requerida, ella debe contar con su respectivo (VTI) el que debe ser capaz de generar la succión (presión negativa) necesaria para el traslado de los gases generados en el Tostador, hasta terminar su procesamiento en el Filtro de Mangas, venciendo las pérdidas de carga que genera su traslado. 7. Los gases generados por la formación y oxidación de los productos de interés contienen Anhídrido Sulfuroso (SO2), el cual debe ser neutralizado y retirado de la corriente gaseosa, operación que se lleva a cabo en una Torre de Lavado, en la cual se aplica lechada de cal como neutralizante permitiendo la transformación del SO2 a Yeso Hidratado (CaS0 ₄ ^* 2H ₂ 0), compuesto que es colectado en el estanque de retención de líquidos de dicha Torre. Por un sistema de aspersión en contra corriente, la lechada de cal al 10% de dilución desciende sobre el gas que asciende a través del material de empaque, provocando así la neutralización del S0 ₂ contenido en él. Estos equipos se basan en el fenómeno de absorción de gas en líquido, por lo cual su funcionamiento depende de lograr un íntimo contacto entre ellos. Para alcanzar tal contacto, se debe maximizar las superficies de exposición del gas y/o del líquido, lo que en torres empacadas ocurre al dividir el líquido en una infinidad de películas delgadas del mismo, de baja velocidad, a través del tipo de empaque, en este caso anillos Rasching de una pulgada (1”).

8. El gas limpio saliente de la torre de lavado constituido principalmente por gases de combustión y de vapor de agua es impulsado por la acción de un VTI hacia su evacuación a través de la Chimenea única que emitirá el total de los gases limpios que genera el proceso, tanto de su 1 ^a Fase como de la 2 ^a Fase, a la altura que la normativa ambiental vigente establece, asegurando el mínimo impacto ambiental sobre el medio y la Comunidad aledaña.

9. Como todo proceso a alta temperatura (entre los 480 y 520°C), la parte del mineral que no volatiliza, como se detallaba en 2, se traslada desde el cabezal posterior al anterior del Tostador constituyéndose en ganga mineral la que se extrae continuamente por la descarga del Horno ubicada en la zona inferior de su cabezal anterior. Dicha ganga calcinada junto con los polvos recuperados de los gases en 3 (Cámara de Expansión y Ciclón) serán transportados a pozos de enfriamiento y retiro a su lugar de destino final.

Segunda Fase de Separación Productos Comerciales(10-18)

10. Un Horno fijo de doble cámara de reacción (Fig.2 y 3)recibe la mezcla de productos sólidos desde su tolva de alimentación, en el cual se lie va a cabo a una temperatura entre los 480 y 520°C, la volatilización de los Trióxidos de Antimonio (Sb ₂ 0 ₃ ) y Arsénico (As ₂ 0 ₃ ) que constituyen la mezcla de óxidos generada en la 1 ^a Fase (Filtro de Mangas) y retención del óxido de Pb (PbO) que no volatiliza en él, con el objeto de separar los productos volatilizados conforme a sus diferentes temperaturas de condensación en equipos distintos aguas arriba en el sistema de Manejo de Gases de esta 2 ^a Fase. La mezcla de productos sólidos trasladados desde la 1 ^a Fase son alimentados en el Horno Fijo (tipo reverbero) cuyo crisol ha sido dividido en dos cámaras iguales separadas por un muro longitudinal interior, estando unidas entre sí a nivel de la fase gaseosa, las que aprovechan el calor generado por dos quemadores instalados en sus muros posteriores, de cada cámara, que con inclinación de 20% y llama de largo adecuada, apuntan hacia el piso del crisol correspondiente, en contracorriente al flujo de gases salientes del horno, condición que contrarresta el posible arrastre de polvo fino que caracteriza la mezcla de sólidos alimentada. Con la misma intención, se dispone al interior del horno de una plancha deflectora vertical, instalada a una distancia adecuada frente a la abertura de evacuación de gases del horno.

Debido a las diferentes condiciones requeridas por los productos para su recuperación comercial, esta 2 ^a fase debe ser realizada en forma ciclada dividiendo la operación del horno en dos sub-etapas, como se describen a continuación:

Sub- Etapa de Volatilización de Trióxidos de Antimonio (Sb) y Arsénico(As) y acumulación de Oxido de Plomo (PbO) al interior del horno, con atmosfera controlada, libre de oxígeno para mantener las características químicas del Trióxido de Antimonio (Sb203) y Trióxido de Arsénico (AS2O3) volatilizados- y asegurar su recuperación en términos de calidad respectivamente. Una vez completado el volumen óptimo de Oxido de Plomo (PbO) que es compatible con la capacidad del horno se desarrolla la siguiente sub-etapa.

Sub- Etapa de Reducción de Oxido de Plomo (PbO) y moldeo de Plomo (Pb) Líquido, efectuando reducción del Oxido de Plomo (PbO) acumulado en la subetapa anterior, con un reductor que será adicionado al horno para producir la transformación del óxido a Plomo (Pb) metálico, el que a temperatura entre los 480 y 520°C se lic _ú a y puede ser extraído desde el horno hacia un sistema de moldeo, para la formación de lingotes comercializables.

Sin embargo, teniendo presente que es más práctico y eficiente disponer de un proceso continuo en un mismo equipo, con las características señaladas anteriormente, es posible realizar las sub-etapas del proceso consecutivas, en una misma unidad y al mismo tiempo. De esta manera, la conformación del horno permite llevar a efecto el proceso de volatilización de los Trióxidos de Antimonio y Arsénico, en una de las cámaras y el proceso de reducción de óxido a Plomo (PbO) y extracción del Plomo Metálico en la cámara contigua, teniendo presente que la sub-etapa de reducción del óxido a Plomo (PbO) se efectúa con la aplicación directa del reductor sólido sobre el PbO y el Plomo generado y acumulado en la cámara respectiva, mientras que en la otra cámara se desarrolla en forma simultanea el proceso de volatilización la que requiere disponer de una atmósfera controlada en oxígeno, condición que es compatible con el requerimiento de la cámara en reducción. Una vez que la mezcla de los Óxidos de Arsénico y Antimonio es volatilizada en el horno, los gases son enviados a un Ciclón con el objeto de recuperar la presencia de partículas que pudieran haber sido arrastradas por los gases generados. Los polvos recuperados en este equipo son reincorporados al horno a través de un sistema de transporte constituido por un tornillo transportador refrigerado, que descarga en un elevador de capacho el cual levanta la carga reciclada para ser depositada en un segundo tornillo transportador, que traslada el material a reciclar hasta la tolva de alimentación del horno. Los gases que contienen los trióxidos de Antimonio y Arsénico son enviados al proceso siguiente. Considerando que la solidificación del Trióxido de Antimonio (Sb ₂ 03) es inminente en el rango de 400 a 300°C,el conjunto de Cámara de Expansión Radiativa con placas deflectoras (Modelo Howard) y un segundo Ciclón es usado, dado que dicho conjunto cumple con los objetivos de generar una disminución de temperatura de los gases entre 450 y 300°C, al presentar la Cámara de Enfriamiento Radiativa (CER) en su interior un mayor recorrido para el gas, y por ende una mayor eficiencia en la recuperación de partículas sólidas de Trióxido de Antimonio (Sb ₂ 0 ₃ ) que solidifican en su interior, disponiendo dicha cámara de placas deflectoras uniformemente distribuidas que dificultan el recorrido del gas y de las partículas, traduciéndose esto en una menor velocidad de desplazamiento y en consecuencia un mayor tiempo de residencia, apoyando dicha función con la presencia de un segundo Ciclón para la óptima recuperación del Trióxido de Antimonio (Sb203). Ante la posible presencia de partículas que no fueran recuperadas en el Primer Ciclón, la 1 ^a Sección de la Cámara de Expansión Radiativa (1 de 4)(Fig.3 y 4) se utiliza para la recuperación de estas partículas, las cuales se incorporan al sistema de recirculación de polvos extraídos del primer Ciclón, para ser reincorporados al Horno. Las tres siguientes secciones restantes de la Cámara de Expansión Radiativa son utilizadas para la recuperación del Trióxido de Antimonio (Sb ₂ 0 ₃ ) solidificado, que es uno de los productos comercializables de la planta, teniendo presente que la temperatura en los gases ya ha descendido bajo los 370°C al ingresar a la 2 ^a Sección, temperatura a partir de la cual el Trióxido de Antimonio (Sb ₂ 0 ₃ ) empieza a condensarse y a solidificar en partículas muy finas (polvos). Con el objetivo de maximizar la recuperación del producto, a continuación de la Cámara de Expansión Radiativa se incorpora un ciclón, que permite recuperar los sólidos del producto no capturados en la Cámara de Expansión Radiativa.

El producto recuperado por la Cámara de Expansión Radiativa y el Segundo Ciclón son descargados sobre un tornillo transportador refrigerado, que reduce la temperatura del material a una temperatura aproximada de 60°C, y que a su vez descarga el Trióxido de Antimonio (Sb ₂ 0 ₃ ) comercial a la Planta de envasado de dicho producto. Los gases no condensados en este proceso son trasladados al proceso siguiente (Enfriamiento Radiativo), para posteriormente ser recuperados. Los gases que abandonan el Segundo Ciclón a 300°C ingresan a un

Enfriador Radiativo similar al descrito en 4 (de la 1 ^a Fase) para reducir la temperatura a menos de 100°C, e inducir la solidificación del Trióxido de Arsénico (AS ₂ 0 ₃ ) como producto comercializable. Dicho sistema de Enfriamiento está constituido por serpentines en paralelo conformados por seguidillas de U invertidas, unidas entre sí (constituyendo cada uno de ellos una rama del sistema). El gas entrante al equipo circula por su interior para enfriarse de 300°C a menos de 100°C, disipando el calor latente de los gases a través de las paredes de los serpentines que conforman dicho equipo, liberando este calor mediante fenómenos de convección y principalmente de radiación, hacia el aire atmosférico que lo rodea y que circula por su alrededor. Por otra parte, el ducto que constituye este sistema de enfriamiento debe ser dimensionado para una alta velocidad de conducción a fin de evitar la sedimentación de partículas que condesan en la medida que disminuye la temperatura y se genere la solidificación del Trióxido de Antimonio (As ₂ 0 ₃ ). La capacidad de disipación de calor según el tamaño de cañería que conforme el serpentín definirá el largo requerido para la disminución de la temperatura de los gases perseguida, que en este caso es de alrededor de 200 °C.

14. Los gases salientes del Enfriador Radiativo, equipo en el cual el Trióxidos de Arsénico a generar como producto comercial ha sido solidificado en tamaño muy fino, polvos con 95% bajo 3pm, son transportados a un Filtro de Mangas, para generar la separación del producto comercializable (AS2O3) de los gases de proceso. Lo anterior es logrado haciendo pasar la corriente gaseosa por tejidos filtrantes, denominadas mangas, que retienen las partículas sólidas presentes y el gas libre de partículas continúa en su proceso para ser evacuado por la Chimenea. La descarga sólida del Filtro de Mangas, Trióxido de Arsénico (As ₂ 0 ₃ ) comercializable, es vaciado por una válvula rotatoria sobre un tornillo transportador para descargar el AS2O3 comercial a la Planta de envasado de dicho producto.

15. Los Gases salientes del Filtro de Mangas limpios son impulsados por el Extractor de Gases (EG) hacia la Chimenea para su evacuación a la atmosfera. El extractor en este etapa debe ser capaz de generar la succión (presión negativa) necesaria para el traslado de los gases generados en el Horno Fijo, hasta terminar su procesamiento en el Filtro de Mangas, venciendo las pérdidas de carga que se producen en su traslado a través del proceso, tanto aguas arriba como aguas debajo a la ubicación del Extractor de Gases (EG) en la línea de operación.

16. Sistema de moldeo para la formación de lingotes comercializables de Plomo Metálico.

17. Sistema de envasado de T rióxido de Antimonio.

18. Sistema de envasado de T rióxido de Arsénico.

Las Fig.2 y 3 Corresponden a una vista en elevación del Horno Doble Cámara, un corte transversal y a una vista en planta de horno doble camara ,en corte, respectivamente.

1 y 2. Cámaras componentes del Horno fijo, en el cual se genera la volatilización de los productos de interés, Trióxido de Antimonio (Sb20 ₃ ) y Trióxido de Arsénico (AS2O3) entre los 480 y 520°C, los que se separan conforme a sus diferentes temperaturas de condensación en equipos distintos del sistema de Manejo de Gases, aguas abajo de dicho Horno. No obstante, el PbO ingresado al horno que no volatiliza, se acumula en su interior para su posterior recuperación como producto comercial (Pb metálico). Cada una de las cámaras opera consecutivamente llevando a cabo las dos siguientes sub-etapas, pudiendo realizarse cada sub-etapa en forma simultánea y desfasada en cada cámara: a) Sub- Etapa de Volatilización de Trióxidos de Sb y As y acumulación de PbO al interior del horno, con atmósfera controlada libre de oxígeno para mantener las características químicas del Sb ₂ 03 y As ₂ 0 ₃ volatilizados y asegurar su recuperación en términos de calidad respectivamente. Una vez completado el volumen óptimo de PbO que es compatible con la capacidad del horno se desarrolla la siguiente subetapa. b) Sub- Etapa de Reducción de PbO y moldeo de Pb Líquido, efectuando la reducción del PbO acumulado al interior de la cámara correspondiente en la sub-etapa anterior, con un reductor, carbón coque chancado bajo Y·”, que es adicionado al horno para producir la reducción del óxido a Pb metálico, material que entre los 480 y 520°C se licúa y puede ser extraído desde el horno hacia un sistema de moldeo con formación de lingotes comercializables.

La conceptualización descrita permite concebir la realización consecutiva de las dos sub-etapas carga productiva, en una sola unidad de horno con cámaras de crisol divididas y de cámara de gases compartidas, hecho que contribuye a reducir el proceso en cuestión a una línea de operación y en consecuencia a reducir el consumo de combustible y costos de mantención.

3. Ducto de salida de gases (0,73· 0,73 m ² ) generados en el Horno entre los 480 y 520°C.

4. Plancha deflectora vertical de 1 ,4 m ancho y 0,73 m de alto y 1” de espesor, instalada a una distancia conveniente frente a la abertura de evacuación de gases del horno, cuyo objetivo es contrarrestar el arrastre de polvo fino que caracteriza la mezcla alimentada de óxidos de Sb, As y Pb, productos de interés a generar separadamente en forma comercial. 5. Dos quemadores instalados en su muro posterior del Horno, en cada cámara, inclinados hacia el piso del crisolen un 20%, cuya llama de 2,5 m de largo se desarrolla en contracorriente al flujo de gases salientes.

6. Muro longitudinal divisor del crisol del horno, de 0,75 m altura y de 15” de espesor, que divide el crisol del Horno en dos cámaras iguales. Dichas cámaras están unidas por la fase gaseosa, para aprovechar el calor generado por los quemadores instalados en su muro posterior.

7. Piso del crisol del horno de 0,381 m de alto, construido en material refractario de ladrillo recto, 15”x6”x3”,de alta Alúmina tipo HA 45 ISO 10081-1.

8. Muros laterales (8), anterior y posterior (11), verticales sobre el piso y hasta la altura del crisol (0,75m alto), construidos en material refractario de ladrillo recto, 12”x 4-1/2” 3”, de alta Alúmina tipo HA 45 ISO 10081-1.

9. Muros laterales (9), anterior y posterior (12), verticales de 0,75m sobre los muros 8 anteriores, construidos en material refractario de ladrillo recto, 9”x 4-1/2” 3”, de alta Alúmina tipo HA 45 ISO 10081-1.

10. Bóveda suspendida, construida en material refractariode ladrillo recto, 12”x 6”x 3”, de alta Alúmina tipo HA 45 ISO 10081-1.

Las Fig. 4 y 5 corresponden a una vista esquemática y en corte tranversal de la Cámara de Expansión Radiativa (CER) , respectivamente .

1.Los gases salientes del Horno de doble Cámara, entre los 480 y 520°C, que posiblemente contengan polvos arrastrados de la mezcla de productos alimentada a él, entran en primer lugar a un Ciclón de alta eficiencia en recuperación de polvos, acción que es reforzada por la primera sección de la

CER, donde se recolectan aquellas partículas que no son capturadas en el Ciclón. Los polvos así recuperados, tanto en el Ciclón 1 como en la 1 ^a sección de la CER se descargan en un tornillo transportador refrigerado común, que permite reincorporar dicho material a dicho horno. , 3 y 4.Las secciones 2, 3 y 4 de la CERestán orientadas a generar la condensación y recuperación en forma sólida del Trióxido de Antimonio (Sb ₂ 0 ₃ ), teniendo presente que la temperatura de los gases ha descendido bajo los 370°C, temperatura a partir de la cual el Sb20 ₃ empieza a condensarse y solidificar en partículas finas (polvos). El Ciclón (CL2) tiene la función de apoyar y maximizar la recuperación del producto comercial (Sb ₂ 0 ₃ ) ya solidificado en las secciones correspondientes de la CER (en el rango de los 370 y 300°C). El producto recuperado en las 3 secciones finales de la CER y en el CL2 se descargan sobre un tornillo transportador refrigerado de acero inoxidable que reduce la temperatura del material recuperado de alrededor de 330 a 60°C, el que a su vez alimenta dicho producto comercial a la Planta de envasado correspondiente. 5.Ducto de entrada de los gases provenientes del Ciclón 1 a la CER.

6. Ducto de salida de los gases de la CER a Ciclón 2.

7, 8 y 9. Placas deflectoras (Modelo Howard), que dificultan el recorrido del gas y de las partículas para provocar una menor velocidad de desplazamiento y por ende, un mayor tiempo de residencia de los gases y de las partículas sólidas en su interior.

10. Espacio liberado para el traspaso de gases entre la 1 ^a y 2 ^a sección de la CER, ubicado desde la parte inferior de la primera placa deflectora (7) y la cúspide de la estructura divisora transversal (13) que separa físicamente el tramo final de descargas de las secciones 1 ^a y 2 ^a .

11. Espacio liberado para el traspaso de gases entre la 2 ^a y 3 ^a sección de la CER, ubicado sobre la parte superior de la segunda placa deflectora (8)y el techo de la CER.

12. Espacio liberado para el traspaso de gases entre la 3 ^a y 4 ^a sección de la CER, ubicado desde la parte inferior de la tercera placa deflectora (9) y sobre la descarga al tornillo transportador refrigerado 13. Estructura divisora transversal entre las descargas de la 1 ^a y 2 ^a sección de la CER, que recolectan en forma diferenciada los polvos arrastrados por los gases (1 ^a sección) y del producto desde la 2 ^a sección en adelante.

14. Puerta de inspección (manhole) para intervenciones de mantención.

15. Abertura de descarga de polvos recuperados en 1 ^a sección y del producto comercial en las secciones 2, 3 y 4.

REFERENCIAS

1. Curso Metalurgia del Antimonio, Antonio Ros Moreno, 2009.

2. Estudio del comportamiento de antimonita durante su tostación a sb2o3 (trióxido de antimonio) en hornos de resistencia eléctrica y microondas, T.J. Ornelas, H.J.A. Hernández, M.M. Márquez, y M.A. ortiz Depto. de Explotación de Minas y Metalurgia de la Facultad de Ingeniería Universidad Nacional Autónoma de México Cd. Universitaria, 2012.

3. REDUCCIÓN CARBOTÉRMICA DE SULFURO DE ANTIMONIO EN

PRESENCIA DE ÓXIDO DE CALCIO (Tésis de Grado Magíster en Ingeniería Metalúrgica, UdeC), 2011

4. Diagramas de Tostación Kelloogg-lngraham (k-1. José María Palacios de Liñán.

11/ Octubre 2011.

5. Metalurgia del Plomo , Seba RivanoVillagra .Scribd, Marzo 19, 2013.

6. ES8602957, 16-11-1985, Prodn. of metallic lead from lead-contg starting materials , BOLIDEN AB

7. CU22289, 31-01-1995, Procedure for obtaining arsenic trioxide from alkaline

liquors with a high antimony-content., UNIV LA HABANA, Bustamente Sánchez María de la Libertad.