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PROCÉDÉ DE LIXIVIATION DE CONCENTRÉ SULFURÉ DE ZINC
ET DE FERRITE DE ZINC La présente invention se rapporte à un procédé pour lixivier du concentré sulfuré de zinc et du ferrite de zinc avec de l'acide sulfurique à 60-95 C en des conditions atmosphériques, suivant lequel on traite dans une première étape de lixiviation le ferrite de zinc et un résidu de lixiviation riche en zinc, produit dans une seconde étape de lixiviation, avec une solution d'acide sulfurique de retour d'électrolyse de manière à produire une solution de lixiviation primaire et un résidu de lixiviation pauvre en zinc, que l'on sépare, et on traite dans la seconde étape de lixiviation le concentré sulfuré de zinc avec la solution de lixiviation primaire, produite dans la première étape de lixiviation,
en présence d'oxygène finement dispersé de manière à produire une solution de lixiviation riche en zinc et du résidu de lixiviation riche en zinc, que l'on sépare.
1/faut entendre ici sous -"concentré sulfuré de zinc" : un concentré contenant à l'état de sulfures principalement du zinc et du fer et en moindres proportions du cuivre, de l'argent et/ou du plomb ; -"ferrite de zinc" : le résidu de la lixiviation de calcine, c'est-à-dire de concentré sulfuré de zinc grillé, par une solution d'acide sulfurique de retour d'électrolyse, ce résidu étant sous la forme soit de gâteau de filtration soit de courant de fond d'un épaississeur ; -"en des conditions atmosphériques" : en des conditions qui ne requièrent pas la mise en oeuvre d'autoclaves, c'est-à-dire sous une pression égale à ou s'écartant moins de 20kPa de la pression atmosphérique ; et -"soufre réactif (expression utilisée plus loin) :
le soufre présent à l'état de sulfure dans le concentré sulfuré de zinc et dans le résidu de lixiviation riche en zinc et qui peut être oxydé par le sulfate ferrique selon la réaction :
Fe2 (So) 3+MeS=MeSO4 +2FeSO4 +S (I) dans laquelle Me représente Zn, Fe, Cu, Pb ou Ag.
(le soufre réactif est en général constitué par la totalité du soufre présent à l'état de sulfure moins le soufre de pyrite)
Par le procédé de l'invention on obtient donc d'une part une solution de lixiviation riche en zinc et d'autre part un résidu de lixiviation pauvre en zinc.
La solution de lixiviation riche en zinc, qui contient des quantités substantielles de sulfate ferreux, peut être épurée et ensuite électrolysée pour en extraire le zinc.
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Le résidu de lixiviation pauvre en zinc, qui contient du soufre, des sulfates de plomb, des composés d'argent, des sulfures non-dissous (pyrite) et du stérile, peut être soumis à un traitement approprié pour en extraire le soufre et les métaux de valeur.
Un procédé tel que défini ci-dessus est décrit dans le document EP-A-0451456. Dans ce procédé connu on n'utilise pas d'oxygène dans la première étape de lixiviation, ceci pour pouvoir mettre en oeuvre dans cette étape des types de réacteurs plus simples que dans la seconde étape, et on travaille avec un rapport concentré :
ferrite tel qu'environ 15 à 20% du fer trivalent, requis pour l'oxydation selon la réaction (1) du soufre réactif présent dans le concentré proviennent de la lixiviation du ferrite de zinc suivant la réaction
EMI2.1
Il s'ensuit que, lorsqu'on vise un rendement de lixiviation du zinc de près de 100%, on est obligé d'oxyder environ 80 à 85% du soufre réactif dans la seconde étape de lixiviation par du fer trivalent obtenu par la réaction
EMI2.2
Or, la demanderesse a trouvé que dans ces conditions la seconde étape de lixiviation se déroule très lentement, ce qui constitue évidemment un grave inconvénient.
Un autre inconvénient de ce procédé connu réside dans le fait que son exécution n'est pas facile à contrôler, parce que le rendement de lixiviation est déterminé uniquement par le rapport entre le soufre réactif et le ferrite de zinc introduits dans la première étape de lixiviation et que le système réagit très lentement sur des corrections apportées à ce rapport.
Le but de la présente invention est de procurer un procédé tel que défini ci-dessus, qui évite les inconvénients du procédé connu.
A cet effet, selon l'invention on effectue la seconde étape de lixiviation de manière à oxyder moins de 60 %, de préférence moins de 50 %, du soufre réactif et à produire un résidu de lixiviation riche en zinc, dont la teneur en soufre réactif est sensiblement supérieure à celle qui peut être oxydée dans la première étape de lixiviation par le fer présent dans le ferrite de zinc et on utilise dans la première étape de lixiviation également de l'oxygène finement dispersé de manière à oxyder en substance la totalité du soufre réactif introduit dans cette étape.
En effet, en agissant ainsi on raccourcit sensiblement la durée globale de lixiviation, comme il sera démontré plus loin, et on obtient grâce à l'utilisation d'oxygène dans la première étape de lixiviation un moyen efficace de contrôle, étant donné que le rendement de lixiviation est déterminé maintenant par la quantité d'oxygène mise en oeuvre et que le système réagit promptement sur des corrections apportées à ce paramètre.
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Les quantités d'acide sulfurique de retour d'électrolyse, de concentré sulfuré de zinc et de ferrite de zinc mises en oeuvre seront avantageusement telles que le rapport molaire entre le fer contenu dans le ferrite et le soufre réactif contenu dans le concentré soit de 0,2-0, 6, de préférence de 0,3-0, 4, et que la solution de lixiviation riche en zinc ait une teneur en acide sulfurique de 5-35 g/ !, de préférence de 10-25 girl.
En effet, si le rapport susdit est inférieur à 0, 2, la vitesse de lixiviation devient faible, et s'il est supérieur à 0,6, la proportion entre d'une part la quantité de concentré, qu'on doit griller pour arriver au ferrite, et d'autre part la quantité de concentré qu'on peut lixivier directement, peut devenir moins intéressante d'un point de vue économique.
Lorsque la solution de lixiviation riche en zinc a une teneur en acide de plus de 35 g/l, la purification ultérieure de cette solution exigera une quantité substantielle de neutralisant, et lorsqu'on termine la seconde étape de lixiviation avec moins de 5 g/l de HSO, ta durée de cette étape sera sensiblement prolongée.
Il est également avantageux d'oxyder au moins 30 %, de préférence au moins 40 %, du soufre réactif dans la seconde étape de lixiviation. Si on oxyde moins de 30 % de ce soufre dans la seconde étape, on risque de consommer trop d'acide dans la première étape de lixiviation et de former ainsi des jarosites de plomb et d'argent, qui non seulement gênent la lixiviation ellemême, mais qui peuvent en outre nuire ultérieurement à la récupération des métaux de valeur à partir du résidu de lixiviation pauvre en zinc.
Il est particulièrement utile d'effectuer la première étape de lixiviation de manière à ce que la concentration en fer trivalent de la solution, qui sera forcément faible pendant la phase initiale de cette étape, atteigne une valeur de 2-10 girl, de préférence de 3-7 g/t, dans la phase finale de cette étape. C'est en effet dans ces conditions que la vitesse et le rendement de lixiviation deviennent optimaux.
Il importe en outre de veil 11er à ce que la concentration en fer trivalent ne descende pas endessous de 0,1 g/t, de préférence ne pas en-dessous 0,2 g/t, au cours de la dite phase initiale, parce qu'autrement on risque non seulement d'avoir des problèmes de corrosion, notamment avec les aciers couramment utilisés pour la construction d'appareils de lixiviation, mais également de voir disparaître le cuivre de la solution, cuivre qui catalyse la réaction (m).
Il importe donc de contrôler rigoureusement, notamment par des mesures de potentiel, la concentration en fer trivalent de la solution dans les diverses phases de la première étape de lixiviation et d'ajuster au besoin cette concentration en modifiant le débit d'oxygène et/ou la température, une réduction de la température rendant le soufre réactif moins réducteur et donc moins avide de fer trivalent.
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Comme il a déjà été signalé plus haut, il n'est pas indiqué de consommer trop d'acide dans la première étape de lixiviation. En fait, il convient de terminer cette étape à une concentration d'acide de 40-70 g/l, de préférence de 55-65 g/l. Il importe donc de veiller à ce que les quantités d'acide, de ferrite et de soufre réactif (sous la forme de résidu de lixiviation riche en zinc) introduites dans la première étape de lixiviation soient telles que la solution de lixiviation primaire ait une teneur en acide sulfurique de 55-65 g/l.
La seconde étape de lixiviation est avantageusement effectuée de manière à maintenir la concentration en fer trivalent de la solution constamment à un niveau de 0,1-2 g/l, de préférence de 0,5-1 g/l. Si on descend en dessous de 0,1 g/l de Fe3+, c'est-à-dire si on rend le mélange réactionnel trop réducteur, on risque d'avoir les problèmes susmentionnés : corrosion et disparition du cuivre de la solution. Par contre, si on monte au-dessus de 2 g/l de Fe3+, on court le risque de former des jarosites de plomb et d'argent, ce qui rend la séparation du résidu riche en zinc de la solution de lixiviation riche en zinc beaucoup plus difficile.
D'autres détails et particularités de l'invention ressortiront de la description d'un mode de réalisation du procédé de l'invention, donnée ci-après à titre d'exemple non-limitatif et avec référence aux dessins ci-joints Dans ces dessins - la figure 1 montre un schéma d'une usine à zinc utilisant un mode de réalisation du procédé de l'invention ; - la figure 2 montre schématiquement l'installation utilisée dans ce mode de réalisation ; - et la figure 3 représente à plus grande échelle et de manière plus détaillée une cuve de l'installation de la figure 2.
Dans ces figures les mêmes chiffres de référence désignent des éléments identiques.
L'usine montrée à la figure 1 reçoit comme alimentation un concentré sulfuré de zinc 1. Une partie 1 a de ce concentré est grillée en 2 et une partie 3a de la calcine ainsi produite est soumise en 4 à une lixiviation neutre avec de l'acide sulfurique de retour d'électrolyse, le reste de la calcine étant utilisé ultérieurement comme neutralisant dans des opérations de neutralisation et d'hydrolyse. La solution 5 sortant de 4 est épurée en 6 et électrolysée en 7.
Le résidu 8 de la lixiviation neutre, qui est constitué essentiellement de ferrite de zinc et de stérile, est introduit dans la première étape de lixiviation 9 du procédé de l'invention ensemble avec de l'acide de retour et le résidu de lixiviation riche en zinc 10 sortant de la seconde étape de lixiviation 11. Cette seconde étape de lixiviation reçoit comme alimentation le reste 1 b du concentré sulfuré de zinc, la solution de lixiviation primaire 12 sortant de la première étape de
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lixiviation et une partie 3b de la calcine, cette calcine étant ajoutée à la fin pour neutraliser partiellement l'acide encore présent.
Le résidu de lixiviation pauvre en zinc 13 sortant de la première étape de lixiviation est traité en 14 pour en extraire le soufre élémentaire 50 et les métaux de valeur 15.
La solution de lixiviation riche en zinc 16 partiellement neutralisée sortant de la seconde étape de lixiviation est traitée en 17 pour en séparer le fer, par exemple sous la forme 18 de goethite ou d'hématite, et ensuite envoyée à la lixiviation neutre 4.
L'installation montrée à la figure 2 comporte une première série de quatre cuves de Iixiviation19a, 19b, 19c et 19d placées en cascade et suivies d'un séparateur solide-liquide 20 et une seconde série de trois cuves de lixiviation 21 a, 21 b et 21 c également placées en cascade et suivie d'une cuve de neutralisation 21 d et d'un séparateur solide-liquide 22.
Chaque cuve déborde dans la cuve suivante, sauf les cuves 19d et 21 d qui débordent respectivement dans les séparateurs 20 et 22. Le séparateur 20 est constitué d'un épaississeur et d'un appareil de filtration, et le séparateur 22 d'un appareil de filtration.
Les cuves de lixiviation sont fermées et munies, comme montré à la figure 3, d'une entrée 23 pour l'alimentation, d'une entrée 24 pour l'oxygéne, d'un déversoir 25 et d'un agitateur autoaspirant 26, par exemple un agitateur auto-aspirant à arbre creux ou à turbine hélicoïdale avec manchon d'aspiration. Cet agitateur a une triple fonction : maintenir les solides en suspension, aspirer et disperser l'oxygène dans le mélange réactionnel et assurer en permanence le recyclage de l'oxygène. Les cuves de lixiviation sont également équipées de dispositifs de mesure et de réglage non représentés pour mesurer le potentiel au sein et la pression audessus du mélange réactionnel ainsi que pour régler le débit d'oxygène en fonction de la pression et la vitesse de l'agitateur en fonction du potentiel ou vice versa.
Ces cuves sont en outre munies d'un dispositif non représenté pour contrôler la température et d'un clapet de sûreté.
Au lieu d'être munies d'un seul agitateur à fonctions multiples, les cuves de lixiviation peuvent êtres équipées de deux agitateurs : un agitateur-mélangeur à vitesse constante placé axialement et servant à maintenir les solides en suspension et à disperser l'oxygène et un agitateur auto-aspirant à vitesse variable placé excentriquement et servant à recycler l'oxygène qui n'a pas réagi. Avec ce montage, il serait indiqué de régler le débit d'oxygène en fonction du potentiel et la vitesse de l'agitateur auto-aspirant en fonction de la pression.
La cuve de neutralisation 21d est munie d'une entrée pour l'alimentation, d'un déversoir, de moyens pour règler le débit de calcine en fonction de l'acidité et d'un dispositif pour contrôler la température.
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Dans l'installation décrite ci-dessus on effectue la première étape de lixiviation 9 dans la première série de cuves et la seconde étape 11 dans la seconde série de cuves.
La cuve 19a est alimentée en contenu d'un courant d'acide de retour, du courant de fond 8 d'un épaississeur non représenté qui sépare les produits de la lixiviation neutre 4, et du filtrat 10 sortant de l'appareil de filtration 22 qui sépare les produits de la seconde étape de lixiviation 11 ; le courant 8 contient donc du ferrite de zinc et le courant 10 le résidu de lixiviation riche en zinc, ce résidu contenant également du ferrite de zinc, notamment le ferrite provenant de la calcine mise en oeuvre dans la cuve de neutralisation 21 d.
Les produits de la première étape de lixiviation qui sortent de la cuve 19d sont séparés dans le séparateur 20 et le courant 12 de solution de lixiviation primaire ainsi obtenu est introduit en continu ensemble avec le courant 1 b de concentré sulfuré de zinc dans la cuve 21 a.
Les débits du courant d'acide de retour et des courants 1 b, 3b et 8 sont tels que le rapport molaire entre le fer contenu dans les courants 8 et 10 et le soufre réactif contenu dans le courant 1 b est d'environ 0,3 et que la teneur en acide sulfurique du courant sortant de la cuve 21 c est d'environ 20 g/l.
La pulpe sortant de la cuve de neutralisation 21d a une teneur en acide sulfurique d'environ 5 g/t.
Les volumes des cuves sont tels que le temps de séjour du mélange réactionnel est d'environ 6 heures dans la première série de cuves et d'environ 5 heures dans la seconde série de cuves.
Dans chaque cuve de lixiviation, le potentiel de la solution est maintenu à un niveau approprié, notamment à 560-610 mV (NHE) dans 19a, à 590-630 mV dans19b, à 610-650 mV dans 19c, à 640-660 mV dans 19d, et à 560-620 mV dans 21 a, 21 b et 21 c. Le contrôle du potentiel et, partant, de la teneur en fer trivalent de la solution est réalisé par les dispositifs de mesure et de réglage précités.
Dans chaque cuve de lixiviation, la température est maintenue à environ 900C et la surpression y reste à un niveau très bas, par exemple à 5-20 cm d'eau, voire moins, grâce à l'action de l'agitateur auto-aspirant.
L'action des dispositifs de mesure et de réglage précités suffira normalement pour maintenir le potentiel au niveau voulu. Si toutefois ces dispositifs s'avéraient pour une raison quelconque incapables de maintenir à eux seuls le potentiel au niveau voulu, on pourrait encore intervenir en faisant varier la température.
En travaillant comme décrit ci-dessus, on oxyde environ 45 % du soufre réactif dans la seconde étape de lixiviation et on atteint un rendement de lixiviation du zinc d'environ 98 %, ceci donc avec une durée de lixiviation totale d'environ 11 heures. Le cuivre présent dans le concentré 1b se retrouve presqu'entièrement dans la solution de lixiviation 16, d'où il sera séparé ultérieurement, et le plomb et l'argent du concentré se retrouvent dans le résidu de lixiviation 14, d'où ils peuvent être facilement séparés par flottation du fait que ce résidu est pratiquement exempt de jarosites.
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Les courants 1 a et 1 b peuvent évidemment avoir la même composition ou une composition différente.
Le nombre de cuves peut varier. En effet, le rendement de lixiviation augmente jusqu'à un certain point avec le nombre de cuves, parce qu'avec un nombre grandissant de cuves on peut affiner favorablement le profil de potentiel que l'on désire imposer à la première étape de lixiviation et on augmente en même temps la probabilité que toutes les particules de minerai subissent la lixiviation durant le temps requis. Inutile de dire toutefois que le prix de l'installation augmente également avec le nombre de cuves. Le choix de ce nombre sera donc régi par des considérations d'ordre technique et économique.
Exemple 1 Cet exemple décrit un essai de lixiviation en batch d'un concentré sulfuré de zinc et d'un résidu de ferrite de zinc selon le procédé de l'invention.
Matières de départ utilisées.
(a) 2 kg d'une blende ayant la composition suivante, en % en poids :
53,9 Zn, 56 Fe, 2,32 Pb, 30,5 Stol, 29,0 S--réactif (= St t moins S pyritique), 0,02 Cu ; cette blende a une grosseur de grain de 90 % inférieurs à 44 mm ; (b) 937 g d'un ferrite de zinc ayant la composition suivante, en % en poids :
20,9 Zn, 30,4 Fe et 5, 78 Pb ; (c) 14, 81 d'un acide de retour cellule à 189 g/t de H2S04 ;
(d) 1429 g d'un résidu de lixiviation riche en zinc ayant la composition suivante, en % en poids :
42,4 Zn, 4,5 Fe, 3,18 Pb, 42,9 Stout, 21,5 S-réactif, 18,8 SO, 0,05 Cu ; ce résidu a été obtenu au cours d'une opération antérieure qui était sensiblement identique à la seconde étape de lixiviation qui sera décrite ci-après, ce qui veut dire qu'on va oxyder 47,0% du soufre réactif contenu dans (a) dans cette seconde étape de lixiviation.
Le rapport molaire entre le fer contenu dans (b) et le soufre réactif contenu dans (a) est donc de 0,28, tandis que le rapport molaire entre le fer contenu dans (b) et le soufre réactif contenu dans (d) est de 0,53.
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Appareillage utilisé :
Une cuve fermée d'un contenu de 20 1 équipée d'une entrée pour l'alimentation, d'une entrée pour l'oxygène, d'un agitateur, d'une sonde potentiomètrique et de moyens pour contrôler la température.
EMI8.1
Première étape de lixiviation : --------------------------------------- On ajoute d'abord (d) à (c) en 30 minutes et ensuite (b) en 60 minutes en augmentant durant la première heure de cette opération de chargement la température progressivement de 75 à 900C. On n'insuffle de l'oxygène durant le chargement que lorsque le potentiel de la pulpe descend en-dessous de 560 mV. En ajoutant d'abord (d) à (c) on abaisse le potentiel de la solution jusqu'au niveau de 560-610 mV, où-comme l'a constaté la demanderesse-le ferrite de zinc se dissout le plus vite. (L'acide de retour cellule (c) a un potentiel sensiblement supérieur à 610 mV. Dans une lixiviation en batch il importe donc de prendre des mesures pour que le potentiel de l'acide soit rapidement ramené au niveau de 560-610 mV.
De telles mesures ne s'imposent généralement pas dans une lixiviation en continu, parce que la pulpe à laquelle on ajoute dans ce cas l'acide de retour cellule, le ferrite de zinc et le résidu de lixiviation riche en zinc, aura presque toujours un potentiel inférieur à 610 mV.) Une fois le chargement terminé, on commence à introduire de l'oxygène dans la cuve et on fait s'accroître le potentiel de la solution graduellement en augmentant le débit d'oxygène de manière à obtenir une valeur de 630-650 mV après 6h de lixiviation.
Le tableau 1 ci-dessous donne l'évolution des principaux paramètres au cours de cette première étape de lixiviation.
Tableau 1
EMI8.2
<tb>
<tb> Temps <SEP> 90 <SEP> T <SEP> Fe++ <SEP> Fe"-'HSO
<tb> (NHE) <SEP> ( C) <SEP> (g/l) <SEP> (g/l) <SEP> (g/l)
<tb> 1h <SEP> 571 <SEP> 90 <SEP> 5 <SEP> 0,15 <SEP> 157
<tb> 2h <SEP> 568 <SEP> 90 <SEP> 15,5 <SEP> 0,8 <SEP> 91
<tb> 3h <SEP> 588 <SEP> 90
<tb> 4h <SEP> 601 <SEP> 90 <SEP> 16,8 <SEP> 2,3 <SEP> 68
<tb> 5h <SEP> 621 <SEP> 90
<tb> 6h <SEP> 638 <SEP> 90 <SEP> 12,5 <SEP> 6,1 <SEP> 56
<tb>
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On filtre la pulpe et on obtient une solution de lixiviation primaire et 974 9 de résidu pauvre en zinc (poids sec).
La solution de lixiviation primaire (e) contient, en g/l : 12,5 Fe++, 6,1 Fe+++, et 56 H2S04.
Le résidu pauvre en zinc contient à l'état sec, en % en poids : 3,2 Zn, 1,45 Fe, 9,2 Pb, 58 Stol,
55 SO, 0,03 Cu.
Seconde étape de lixiviation
On ajoute la blende (a) en continu à la solution de lixiviation primaire (e) dans un intervalle de temps de 60 minutes en faisant monter en même temps la température de 65 C à 85 C. On règle le débit d'oxygène de manière à maintenir le potentiel de la solution entre 560 et 590 mV. On arrête la lixiviation après 5h.
Le tableau 2 ci-dessous donne l'évolution des principaux paramètres au cours de cette seconde étape de lixiviation.
Tableau 2
EMI9.1
<tb>
<tb> Temps <SEP> mV <SEP> T <SEP> Fe++ <SEP> Fe+++ <SEP> H2SO4
<tb> (NHE) <SEP> ( C) <SEP> (g/l) <SEP> (g/l) <SEP> (g/l)
<tb> 30'75
<tb> 1h <SEP> 561 <SEP> 85 <SEP> 16,5 <SEP> 0,6 <SEP> 52
<tb> 2h <SEP> 570 <SEP> 85 <SEP> 16,8 <SEP> 1,1 <SEP> 40
<tb> 3h <SEP> 578 <SEP> 85 <SEP> 16,9 <SEP> 0,9 <SEP> 30
<tb> 4h <SEP> 580 <SEP> 85 <SEP> 17,1 <SEP> 1,1 <SEP> 22
<tb> 5h <SEP> 574 <SEP> 85 <SEP> 17,2 <SEP> 1, <SEP> 0 <SEP> 17
<tb>
Après filtration de la pulpe on obtient une solution de lixiviation riche en zinc et le résidu de lixiviation riche en zinc (d).
La solution de lixiviation riche en zinc contient, en g/l : 17,2 Fe++, 1,0 Fe+++ et 17 H2S04o
Le rendement de lixiviation du zinc est de 98 %, ceci donc après une durée de lixiviation de
11 heures.
Exemple 2 Cet exemple comparatif décrit un essai de lixiviation en batch du concentré sulfuré de zinc et du résidu de ferrite de zinc de l'exemple 1 selon le procédé de l'art antérieur discuté plus haut.
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Matières de départ utilisées : (a) comme dans l'exemple 1 ; (b') 1215 g d'un ferrite de zinc ayant la même composition que celui de l'exemple 1 ; (c') 16,6 1 d'un acide de retour cellule ayant la même composition que celui de l'exemple 1 ; (d') 1008 g d'un résidu de lixiviation riche en zinc ayant la composition suivante, en % en poids :
19, 8 Zn, 2, 05 Fe, 4, 5 Pb, 59 stot, 10, 3 S-réactif, 48 50, 0, 15 Cu ; ce résidu a été obtenu au cours d'une opération antérieure qui était sensiblement identique à la seconde étape de lixiviation qui sera décrite ci-après, ce qui veut dire que cette fois-ci on va oxyder 82,1 % du soufre réactif contenu dans (a) dans la seconde étape de lixiviation.
Le rapport molaire entre le fer contenu dans (b) et le soufre réactif contenu dans (a) est ici de
0,36, c'est-à-dire un peu plus élévé et donc plus favorable que dans l'exemple 1, tandis que le rapport molaire entre le fer contenu dans (b') et le soufre réactif contenu dans (d') est maintenant de 2,03.
Appareillage utilisé :
Comme dans l'exemple 1.
EMI10.1
Première étape de lixiviation -------------------On effectue le chargement comme dans l'exemple 1, c'est-à-dire que l'on ajoute d'abord (d) à (c') en 30 minutes et ensuite (b') en 60 minutes en augmentant durant la première heure la température progressivement de 75 à 90 C. Puis on continue à lixivier et on arrête la lixiviation après 4h.
On n'est pas parvenu à faire descendre le potentiel du mélange réactionnel jusqu'au niveau de 560-610 mV propice à la dissolution du ferrite, probablement à cause de la faible teneur en soufre réactif de (d').
Le tableau 3 ci-dessous donne l'évolution des principaux paramètres au cours de cette première étape de lixiviation.
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Tableau 3
EMI11.1
<tb>
<tb> Temps <SEP> mV <SEP> T <SEP> Fe++ <SEP> Fe+++ <SEP> H2SO4
<tb> (NHE) <SEP> ( C) <SEP> (g/l) <SEP> (g/l) <SEP> (g/l)
<tb> 1h <SEP> 640 <SEP> 90 <SEP> 4,2 <SEP> 0,5 <SEP> 166
<tb> 2h <SEP> 679 <SEP> 90 <SEP> 10,8 <SEP> 4,2 <SEP> 105
<tb> 3h <SEP> 665 <SEP> 90 <SEP> 14,3 <SEP> 3,5 <SEP> 97
<tb> 4h <SEP> 655 <SEP> 90 <SEP> 15,8 <SEP> 3,4 <SEP> 94
<tb>
On filtre la pulpe et on obtient une solution de lixiviation primaire et 1079 g de résidu pauvre en zinc (poids sec).
La solution de lixiviation primaire (e*) contient, en g/t : 15,8 Fe++, 3,4 Fe et 94 H2S04.
Le résidu pauvre en zinc contient à l'état sec, en % en poids : 3 Zn, 1, 7 Fe, 10, 3 Pb, 56 stot, 53 Sa, 0, 17 Cu.
EMI11.2
Seconde étape de lixiviation ------------------ On ajoute la blende (a) en continu à la solution de lixiviation primaire (e') dans un intervalle de temps de 60 minutes en faisant monter en même temps la température de 65 C à 85 C.
On règle le débit d'oxygène de façon à maintenir le potentiel de la solution entre 560 et 590mV, comme dans l'exemple 1. Cependant, après environ neuf heures de lixiviation on ne parvient plus à maintenir le potentiel en-dessous de 590 mV, ce qui signifie apparemment que la réactivité de la blende est devenue très faible. On continue néanmoins à insuffler de l'oxygène afin de faire réagir davantage la blende et on arrête la lixiviation après 16 h.
Le tableau 4 ci-dessous donne l'évolution des principaux paramètres au cours de cette seconde étape de lixiviation
Tableau 4
EMI11.3
<tb>
<tb> Temps <SEP> mV <SEP> T <SEP> Fe++ <SEP> Fe+++ <SEP> H2SO4
<tb> (NHE) <SEP> ( C) <SEP> (g/l) <SEP> (g/l) <SEP> (g/l)
<tb> 1h <SEP> 567 <SEP> 85 <SEP> 19,70 <SEP> 0,1 <SEP> 101,5
<tb> 2h <SEP> 579 <SEP> 85 <SEP> 20,30 <SEP> 0,35 <SEP> 92,5
<tb> 4h <SEP> 85 <SEP> 21, <SEP> 20 <SEP> 0,60 <SEP> 75,5
<tb> 8h <SEP> 589 <SEP> 85 <SEP> 22, <SEP> 20 <SEP> 0,90 <SEP> 57,0
<tb> 10h <SEP> 598 <SEP> 85 <SEP> 22,95 <SEP> 0,90 <SEP> 52,2
<tb> 12h <SEP> 611 <SEP> 85 <SEP> 22,40 <SEP> 1,90 <SEP> 41,5
<tb> 14h <SEP> 613 <SEP> 85 <SEP> 22,35 <SEP> 2,45 <SEP> 32,5
<tb> 16h <SEP> 619 <SEP> 85 <SEP> 21,85 <SEP> 3, <SEP> 25 <SEP> 22,
<SEP> 0
<tb>
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Après filtration de la pulpe on obtient une solution de lixiviation riche en zinc et le résidu de lixiviation riche en zinc (d').
La solution de lixiviation riche en zinc contient, en g/l :
20,2 Fe++, 2,8 Fe+++ et 22 H2S04'
Le rendement de lixiviation du zinc est de 98 %, ceci donc après une durée totale de lixiviation de 20 heures.
Lorsqu'on compare les exemples 1 et 2, on voit que le temps requis pour atteindre un rendement de lixiviation du zinc de 98 % par le procédé de l'art antérieur dépasse de 82% celui requis pour atteindre le même rendement par le procédé de l'invention, ce qui revient à dire qu'avec le procédé de l'invention on fait autant dans 0,55 volume de réacteur qu'avec le procédé de l'art antérieur dans 1 volume de réacteur.
L'exploitation industrielle du procédé de l'invention entraînera donc des coûts d'investissement qui seront de loin inférieurs à ceux du procédé de l'art antérieur, car il est évident que les économies, qu'on pourra réaliser en substituant dans la première étape de lixiviation aux réacteurs permettant la mise en oeuvre d'oxygène des réacteurs qui ne sont pas adaptés à la mise en oeuvre d'oxygène, ne seront pas du tout contrebalancées par les économies réalisables par une réduction d'échelle de 45%.
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PROCESS FOR LEACHING ZINC SULFUR CONCENTRATE
The present invention relates to a process for leaching zinc sulphide concentrate and zinc ferrite with sulfuric acid at 60-95 C under atmospheric conditions, according to which the first step is to leaching zinc ferrite and a zinc-rich leaching residue, produced in a second leaching step, with a solution of sulfuric acid back to electrolysis so as to produce a primary leaching solution and a leaching residue poor in zinc, which is separated, and the zinc sulphide concentrate is treated in the second leaching step with the primary leaching solution, produced in the first leaching step,
in the presence of finely dispersed oxygen to produce a zinc-rich leach solution and the zinc-rich leach residue, which is separated.
1 / should be understood here as "zinc sulphide concentrate": a concentrate containing sulphides mainly zinc and iron and in lesser proportions copper, silver and / or lead; - "zinc ferrite": the residue from the calcine leaching, that is to say from sulfurized concentrate of grilled zinc, by a sulfuric acid solution of electrolysis return, this residue being in the form of either filter cake either from the bottom stream of a thickener; - "under atmospheric conditions": under conditions which do not require the use of autoclaves, that is to say under a pressure equal to or deviating less than 20 kPa from atmospheric pressure; and - "reactive sulfur (expression used below):
the sulfur present in the sulphide state in the zinc sulphide concentrate and in the zinc-rich leaching residue which can be oxidized by ferric sulphate depending on the reaction:
Fe2 (So) 3 + MeS = MeSO4 + 2FeSO4 + S (I) in which Me represents Zn, Fe, Cu, Pb or Ag.
(the reactive sulfur generally consists of all the sulfur present in the sulphide state minus the pyrite sulfur)
By the process of the invention, therefore, a leach solution rich in zinc is obtained on the one hand and a leaching residue poor in zinc on the other hand.
The zinc-rich leach solution, which contains substantial amounts of ferrous sulfate, can be purified and then electrolyzed to extract the zinc.
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The leaching residue low in zinc, which contains sulfur, lead sulfates, silver compounds, undissolved sulfides (pyrite) and sterile, can be subjected to an appropriate treatment to extract the sulfur and the valuable metals.
A process as defined above is described in document EP-A-0451456. In this known process, no oxygen is used in the first leaching stage, in order to be able to use in this stage simpler types of reactors than in the second stage, and we work with a concentrated ratio:
ferrite such that about 15 to 20% of the trivalent iron, required for the oxidation according to reaction (1) of the reactive sulfur present in the concentrate comes from the leaching of zinc ferrite according to the reaction
EMI2.1
It follows that, when we aim for a zinc leaching yield of close to 100%, we are obliged to oxidize approximately 80 to 85% of the reactive sulfur in the second stage of leaching with trivalent iron obtained by the reaction.
EMI2.2
However, the Applicant has found that under these conditions the second stage of leaching takes place very slowly, which obviously constitutes a serious drawback.
Another disadvantage of this known process lies in the fact that its execution is not easy to control, because the leaching yield is determined only by the ratio between the reactive sulfur and the zinc ferrite introduced in the first leaching step and that the system reacts very slowly to corrections made to this report.
The object of the present invention is to provide a method as defined above, which avoids the drawbacks of the known method.
To this end, according to the invention, the second leaching step is carried out so as to oxidize less than 60%, preferably less than 50%, of the reactive sulfur and to produce a leaching residue rich in zinc, the sulfur content of which reagent is significantly higher than that which can be oxidized in the first stage of leaching by the iron present in zinc ferrite and in the first stage of leaching is also used finely dispersed oxygen so as to oxidize in substance all of the reactive sulfur introduced in this step.
In fact, by doing so, the overall leaching time is significantly shortened, as will be demonstrated below, and thanks to the use of oxygen in the first leaching stage, an effective means of control is obtained, since the yield Leaching is now determined by the amount of oxygen used and the system reacts promptly to corrections made to this parameter.
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The quantities of sulfuric acid back from electrolysis, of zinc sulphide concentrate and of zinc ferrite used will advantageously be such that the molar ratio between the iron contained in the ferrite and the reactive sulfur contained in the concentrate is 0 , 2-0, 6, preferably 0.3-0, 4, and the zinc-rich leach solution has a sulfuric acid content of 5-35 g /!, Preferably 10-25 girl.
Indeed, if the aforementioned ratio is less than 0.2, the leaching speed becomes low, and if it is greater than 0.6, the proportion between on the one hand the quantity of concentrate, which must be grilled to arriving at ferrite, and on the other hand the quantity of concentrate that one can leach directly, can become less interesting from an economic point of view.
When the zinc-rich leach solution has an acid content of more than 35 g / l, further purification of this solution will require a substantial amount of neutralizer, and when the second leach step is completed with less than 5 g / l of HSO, the duration of this stage will be significantly extended.
It is also advantageous to oxidize at least 30%, preferably at least 40%, of the reactive sulfur in the second leaching step. If you oxidize less than 30% of this sulfur in the second step, you risk consuming too much acid in the first leaching step and thus form lead and silver jarosites, which not only interfere with the leaching itself, but which can further harm the recovery of valuable metals from the leaching residue poor in zinc.
It is particularly useful to carry out the first leaching step so that the trivalent iron concentration in the solution, which will necessarily be low during the initial phase of this step, reaches a value of 2-10 girl, preferably of 3-7 g / t, in the final phase of this stage. It is indeed under these conditions that the speed and yield of leaching become optimal.
It is also important to take care that the trivalent iron concentration does not drop below 0.1 g / t, preferably not below 0.2 g / t, during the said initial phase, because otherwise there is a risk not only of having corrosion problems, in particular with the steels commonly used for the construction of leaching apparatuses, but also of seeing the copper disappear from the solution, copper which catalyzes the reaction (m).
It is therefore important to rigorously control, in particular by potential measurements, the concentration of trivalent iron in the solution in the various phases of the first leaching stage and to adjust this concentration if necessary by modifying the oxygen flow rate and / or temperature, a reduction in temperature making reactive sulfur less reducing and therefore less hungry for trivalent iron.
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As already mentioned above, it is not advisable to consume too much acid in the first stage of leaching. In fact, this step should be completed at an acid concentration of 40-70 g / l, preferably 55-65 g / l. It is therefore important to ensure that the quantities of acid, ferrite and reactive sulfur (in the form of zinc-rich leaching residue) introduced in the first leaching stage are such that the primary leaching solution has a content in sulfuric acid 55-65 g / l.
The second leaching step is advantageously carried out so as to maintain the concentration of trivalent iron in the solution constantly at a level of 0.1-2 g / l, preferably 0.5-1 g / l. If one drops below 0.1 g / l of Fe3 +, that is to say if one makes the reaction mixture too reducing, one risks having the abovementioned problems: corrosion and disappearance of the copper from the solution. On the other hand, if one rises above 2 g / l of Fe3 +, there is the risk of forming lead and silver jarosites, which makes the separation of the zinc-rich residue from the zinc-rich leaching solution much more difficult.
Other details and particularities of the invention will emerge from the description of an embodiment of the method of the invention, given below by way of non-limiting example and with reference to the attached drawings In these drawings - Figure 1 shows a diagram of a zinc plant using an embodiment of the method of the invention; - Figure 2 schematically shows the installation used in this embodiment; - And Figure 3 shows on a larger scale and in more detail a tank of the installation of Figure 2.
In these figures, the same reference numbers designate identical elements.
The plant shown in FIG. 1 receives as feed a zinc sulphide concentrate 1. Part 1a of this concentrate is roasted in 2 and part 3a of the calcine thus produced is subjected in 4 to neutral leaching with sulfuric acid from electrolysis return, the rest of the calcine being subsequently used as neutralizer in neutralization and hydrolysis operations. The solution 5 leaving from 4 is purified at 6 and electrolysed at 7.
The residue 8 of the neutral leaching, which consists essentially of zinc ferrite and sterile, is introduced into the first leaching step 9 of the process of the invention together with return acid and the leaching residue rich in zinc 10 leaving the second leaching stage 11. This second leaching stage receives as feed the remainder 1 b of the zinc sulphide concentrate, the primary leaching solution 12 leaving the first stage of
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leaching and part 3b of the calcine, this calcine being added at the end to partially neutralize the acid still present.
The zinc-poor leaching residue 13 leaving the first leaching step is treated at 14 to extract the elemental sulfur 50 and the value metals 15.
The partially neutralized zinc-rich leaching solution 16 leaving the second leaching step is treated at 17 to separate the iron, for example in the form 18 of goethite or hematite, and then sent to neutral leaching 4.
The installation shown in FIG. 2 comprises a first series of four leach tanks 19a, 19b, 19c and 19d placed in cascade and followed by a solid-liquid separator 20 and a second series of three leach tanks 21 a, 21 b and 21 c also placed in cascade and followed by a neutralization tank 21 d and a solid-liquid separator 22.
Each tank overflows into the next tank, except tanks 19d and 21 d which overflow respectively in the separators 20 and 22. The separator 20 consists of a thickener and a filtration device, and the separator 22 of a device filtration.
The leaching tanks are closed and provided, as shown in FIG. 3, with an inlet 23 for the feed, an inlet 24 for the oxygen, a weir 25 and a self-aspirating agitator 26, by example a self-aspirating agitator with hollow shaft or helical impeller with suction sleeve. This agitator has a triple function: to keep the solids in suspension, to suck and disperse the oxygen in the reaction mixture and to constantly ensure the recycling of oxygen. The leach tanks are also equipped with measurement and adjustment devices, not shown, for measuring the potential within and the pressure above the reaction mixture as well as for adjusting the oxygen flow rate as a function of the pressure and the speed of the agitator. depending on the potential or vice versa.
These tanks are also provided with a device (not shown) for controlling the temperature and with a safety valve.
Instead of being equipped with a single multi-purpose agitator, the leaching tanks can be equipped with two agitators: a constant speed agitator-mixer placed axially and used to keep the solids in suspension and to disperse oxygen and an eccentrically placed variable speed self-aspirating agitator for recycling unreacted oxygen. With this arrangement, it would be advisable to adjust the oxygen flow according to the potential and the speed of the self-aspirating agitator according to the pressure.
The neutralization tank 21d is provided with a feed inlet, a weir, means for regulating the calcine flow rate as a function of the acidity and a device for controlling the temperature.
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In the installation described above, the first leaching step 9 is carried out in the first series of tanks and the second step 11 in the second series of tanks.
The tank 19a is supplied with the content of a return acid stream, the bottom stream 8 of a thickener, not shown, which separates the products from the neutral leaching 4, and the filtrate 10 leaving the filtration apparatus 22 which separates the products of the second leaching stage 11; stream 8 therefore contains zinc ferrite and stream 10 leaching residue rich in zinc, this residue also containing zinc ferrite, in particular ferrite from the calcine used in the neutralization tank 21 d.
The products of the first leaching step which leave the tank 19d are separated in the separator 20 and the stream 12 of primary leaching solution thus obtained is continuously introduced together with the stream 1b of zinc sulphide concentrate in the tank 21 at.
The flow rates of the return acid stream and streams 1b, 3b and 8 are such that the molar ratio between the iron contained in streams 8 and 10 and the reactive sulfur contained in stream 1b is approximately 0, 3 and that the sulfuric acid content of the stream leaving the tank 21 c is approximately 20 g / l.
The pulp leaving the neutralization tank 21d has a sulfuric acid content of approximately 5 g / t.
The volumes of the tanks are such that the residence time of the reaction mixture is approximately 6 hours in the first series of tanks and approximately 5 hours in the second series of tanks.
In each leach tank, the potential of the solution is maintained at an appropriate level, in particular at 560-610 mV (NHE) in 19a, at 590-630 mV in 19b, at 610-650 mV in 19c, at 640-660 mV in 19d, and at 560-620 mV in 21 a, 21 b and 21 c. The potential and therefore the trivalent iron content of the solution is checked by the aforementioned measuring and adjusting devices.
In each leach tank, the temperature is maintained at around 900C and the overpressure remains at a very low level, for example at 5-20 cm of water, or even less, thanks to the action of the self-aspirating agitator. .
The action of the aforementioned measurement and adjustment devices will normally suffice to maintain the potential at the desired level. If, however, these devices prove for some reason incapable of maintaining the potential alone at the desired level, we could still intervene by varying the temperature.
By working as described above, approximately 45% of the reactive sulfur is oxidized in the second leaching step and a zinc leaching yield of approximately 98% is reached, this therefore with a total leaching time of approximately 11 hours. . The copper present in concentrate 1b is found almost entirely in leach solution 16, from which it will be separated later, and the lead and silver in the concentrate are found in leach residue 14, from where they can be easily separated by flotation because this residue is practically free of jarosites.
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The streams 1 a and 1 b can obviously have the same composition or a different composition.
The number of tanks may vary. Indeed, the yield of leaching increases up to a certain point with the number of tanks, because with an increasing number of tanks one can refine favorably the profile of potential which one wishes to impose at the first stage of leaching and at the same time, the probability that all the ore particles undergo leaching during the required time is increased. Needless to say, however, that the price of the installation also increases with the number of tanks. The choice of this number will therefore be governed by technical and economic considerations.
Example 1 This example describes a batch leaching test of a zinc sulphide concentrate and a zinc ferrite residue according to the process of the invention.
Starting materials used.
(a) 2 kg of a blende having the following composition, in% by weight:
53.9 Zn, 56 Fe, 2.32 Pb, 30.5 Stol, 29.0 S - reactive (= St t minus S pyritic), 0.02 Cu; this blende has a grain size of 90% less than 44 mm; (b) 937 g of a zinc ferrite having the following composition, in% by weight:
20.9 Zn, 30.4 Fe and 5.78 Pb; (c) 14, 81 of a cell return acid at 189 g / t H2SO4;
(d) 1429 g of a zinc-rich leaching residue having the following composition, in% by weight:
42.4 Zn, 4.5 Fe, 3.18 Pb, 42.9 Stout, 21.5 S-reagent, 18.8 SO, 0.05 Cu; this residue was obtained during a previous operation which was substantially identical to the second leaching stage which will be described below, which means that 47.0% of the reactive sulfur contained in (a) will be oxidized in this second stage of leaching.
The molar ratio between the iron contained in (b) and the reactive sulfur contained in (a) is therefore 0.28, while the molar ratio between the iron contained in (b) and the reactive sulfur contained in (d) is 0.53.
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Apparatus used:
A closed tank of 20 l content equipped with an inlet for feeding, an inlet for oxygen, an agitator, a potentiometric probe and means for controlling the temperature.
EMI8.1
First stage of leaching: --------------------------------------- First we add ( d) to (c) in 30 minutes and then (b) in 60 minutes by increasing during the first hour of this loading operation the temperature gradually from 75 to 900C. Oxygen is only injected during charging when the pulp potential drops below 560 mV. By first adding (d) to (c) the potential of the solution is lowered to the level of 560-610 mV, where-as the Applicant has found - the zinc ferrite dissolves most quickly. (The cell return acid (c) has a potential appreciably greater than 610 mV. In batch leaching it is therefore important to take measures so that the potential of the acid is rapidly brought back to the level of 560-610 mV.
Such measures are generally not necessary in a continuous leaching, because the pulp to which is added in this case the cell return acid, zinc ferrite and the zinc-rich leaching residue, will almost always have a potential lower than 610 mV.) Once the loading is finished, one begins to introduce oxygen into the tank and one increases the potential of the solution gradually by increasing the flow of oxygen so as to obtain a value of 630-650 mV after 6 hours of leaching.
Table 1 below shows the evolution of the main parameters during this first leaching step.
Table 1
EMI8.2
<tb>
<tb> Time <SEP> 90 <SEP> T <SEP> Fe ++ <SEP> Fe "- 'HSO
<tb> (NHE) <SEP> (C) <SEP> (g / l) <SEP> (g / l) <SEP> (g / l)
<tb> 1h <SEP> 571 <SEP> 90 <SEP> 5 <SEP> 0.15 <SEP> 157
<tb> 2h <SEP> 568 <SEP> 90 <SEP> 15.5 <SEP> 0.8 <SEP> 91
<tb> 3h <SEP> 588 <SEP> 90
<tb> 4h <SEP> 601 <SEP> 90 <SEP> 16.8 <SEP> 2.3 <SEP> 68
<tb> 5h <SEP> 621 <SEP> 90
<tb> 6h <SEP> 638 <SEP> 90 <SEP> 12.5 <SEP> 6.1 <SEP> 56
<tb>
<Desc / Clms Page number 9>
The pulp is filtered and a solution of primary leaching and 974 9 of residue poor in zinc is obtained (dry weight).
The primary leach solution (e) contains, in g / l: 12.5 Fe ++, 6.1 Fe +++, and 56 H2SO4.
The residue poor in zinc contains in the dry state, in% by weight: 3.2 Zn, 1.45 Fe, 9.2 Pb, 58 Stol,
55 SO, 0.03 Cu.
Second stage of leaching
The blende (a) is added continuously to the primary leaching solution (e) over a period of 60 minutes while simultaneously raising the temperature from 65 C to 85 C. The oxygen flow rate is adjusted so to maintain the potential of the solution between 560 and 590 mV. We stop the leaching after 5h.
Table 2 below shows the evolution of the main parameters during this second leaching step.
Table 2
EMI9.1
<tb>
<tb> Time <SEP> mV <SEP> T <SEP> Fe ++ <SEP> Fe +++ <SEP> H2SO4
<tb> (NHE) <SEP> (C) <SEP> (g / l) <SEP> (g / l) <SEP> (g / l)
<tb> 30'75
<tb> 1h <SEP> 561 <SEP> 85 <SEP> 16.5 <SEP> 0.6 <SEP> 52
<tb> 2h <SEP> 570 <SEP> 85 <SEP> 16.8 <SEP> 1.1 <SEP> 40
<tb> 3h <SEP> 578 <SEP> 85 <SEP> 16.9 <SEP> 0.9 <SEP> 30
<tb> 4h <SEP> 580 <SEP> 85 <SEP> 17.1 <SEP> 1.1 <SEP> 22
<tb> 5h <SEP> 574 <SEP> 85 <SEP> 17.2 <SEP> 1, <SEP> 0 <SEP> 17
<tb>
After filtration of the pulp, a zinc-rich leach solution is obtained and the zinc-rich leach residue (d).
The zinc-rich leach solution contains, in g / l: 17.2 Fe ++, 1.0 Fe +++ and 17 H2SO4
The zinc leaching yield is 98%, so after a leaching time of
11:00.
Example 2 This comparative example describes a batch leaching test of the zinc sulphide concentrate and the zinc ferrite residue of Example 1 according to the process of the prior art discussed above.
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Starting materials used: (a) as in Example 1; (b ') 1215 g of a zinc ferrite having the same composition as that of Example 1; (c ′) 16.6 1 of a cell return acid having the same composition as that of Example 1; (d ') 1008 g of a zinc-rich leaching residue having the following composition, in% by weight:
19.8 Zn, 2.05 Fe, 4.5 Pb, 59 stot, 10.3 S-reagent, 48 50, 0.15 Cu; this residue was obtained during a previous operation which was substantially identical to the second leaching step which will be described below, which means that this time we will oxidize 82.1% of the reactive sulfur contained in (a) in the second stage of leaching.
The molar ratio between the iron contained in (b) and the reactive sulfur contained in (a) is here
0.36, that is to say a little higher and therefore more favorable than in Example 1, while the molar ratio between the iron contained in (b ') and the reactive sulfur contained in (d') is now 2.03.
Apparatus used:
As in example 1.
EMI10.1
First step of leaching ------------------- We carry out the loading as in example 1, that is to say that we add first ( d) to (c ') in 30 minutes and then (b') in 60 minutes by gradually increasing the temperature during the first hour from 75 to 90 C. Then we continue to leach and stop the leaching after 4 hours.
The potential of the reaction mixture has not been brought down to the level of 560-610 mV conducive to the dissolution of the ferrite, probably due to the low reactive sulfur content of (d ').
Table 3 below shows the evolution of the main parameters during this first leaching step.
<Desc / Clms Page number 11>
Table 3
EMI11.1
<tb>
<tb> Time <SEP> mV <SEP> T <SEP> Fe ++ <SEP> Fe +++ <SEP> H2SO4
<tb> (NHE) <SEP> (C) <SEP> (g / l) <SEP> (g / l) <SEP> (g / l)
<tb> 1h <SEP> 640 <SEP> 90 <SEP> 4.2 <SEP> 0.5 <SEP> 166
<tb> 2h <SEP> 679 <SEP> 90 <SEP> 10.8 <SEP> 4.2 <SEP> 105
<tb> 3h <SEP> 665 <SEP> 90 <SEP> 14.3 <SEP> 3.5 <SEP> 97
<tb> 4h <SEP> 655 <SEP> 90 <SEP> 15.8 <SEP> 3.4 <SEP> 94
<tb>
The pulp is filtered and a primary leach solution and 1079 g of zinc-poor residue (dry weight) are obtained.
The primary leach solution (e *) contains, in g / t: 15.8 Fe ++, 3.4 Fe and 94 H2SO4.
The residue poor in zinc contains in the dry state, in% by weight: 3 Zn, 1.7 Fe, 10.3 Pb, 56 stot, 53 Sa, 0.17 Cu.
EMI11.2
Second leaching step ------------------ The blende (a) is added continuously to the primary leaching solution (e ') in a time interval of 60 minutes in simultaneously raising the temperature from 65 C to 85 C.
The oxygen flow rate is adjusted so as to maintain the potential of the solution between 560 and 590mV, as in Example 1. However, after approximately nine hours of leaching, it is no longer possible to maintain the potential below 590 mV , which apparently means that the reactivity of the blende has become very low. However, we continue to inject oxygen in order to make the blende react more and the leaching is stopped after 4 p.m.
Table 4 below gives the evolution of the main parameters during this second leaching step
Table 4
EMI11.3
<tb>
<tb> Time <SEP> mV <SEP> T <SEP> Fe ++ <SEP> Fe +++ <SEP> H2SO4
<tb> (NHE) <SEP> (C) <SEP> (g / l) <SEP> (g / l) <SEP> (g / l)
<tb> 1h <SEP> 567 <SEP> 85 <SEP> 19.70 <SEP> 0.1 <SEP> 101.5
<tb> 2h <SEP> 579 <SEP> 85 <SEP> 20.30 <SEP> 0.35 <SEP> 92.5
<tb> 4h <SEP> 85 <SEP> 21, <SEP> 20 <SEP> 0.60 <SEP> 75.5
<tb> 8h <SEP> 589 <SEP> 85 <SEP> 22, <SEP> 20 <SEP> 0.90 <SEP> 57.0
<tb> 10h <SEP> 598 <SEP> 85 <SEP> 22.95 <SEP> 0.90 <SEP> 52.2
<tb> 12h <SEP> 611 <SEP> 85 <SEP> 22.40 <SEP> 1.90 <SEP> 41.5
<tb> 2 p.m. <SEP> 613 <SEP> 85 <SEP> 22.35 <SEP> 2.45 <SEP> 32.5
<tb> 16h <SEP> 619 <SEP> 85 <SEP> 21.85 <SEP> 3, <SEP> 25 <SEP> 22,
<SEP> 0
<tb>
<Desc / Clms Page number 12>
After filtration of the pulp, a zinc-rich leach solution is obtained and the zinc-rich leach residue (d ').
The zinc-rich leach solution contains, in g / l:
20.2 Fe ++, 2.8 Fe +++ and 22 H2S04 '
The zinc leaching yield is 98%, this after a total leaching time of 20 hours.
When comparing Examples 1 and 2, it can be seen that the time required to reach a zinc leaching efficiency of 98% by the method of the prior art exceeds by 82% that required to achieve the same yield by the method of the invention, which amounts to saying that with the process of the invention as much is done in 0.55 reactor volume as with the process of the prior art in 1 volume of reactor.
The industrial exploitation of the process of the invention will therefore entail investment costs which will be far lower than those of the process of the prior art, since it is obvious that the savings which can be achieved by substituting in the first reactor leaching step allowing the use of oxygen reactors which are not suitable for the use of oxygen, will not be at all offset by the savings achievable by a reduction in scale of 45%.