结果使 整个装置的生产能力闪蒸干燥机降低

       目 录 部分 设计任务书…………………………………………………………* 第二部分 前言…………………………………………………………………* 第三部分 符号说明……………………………………………………………(* 第四部分 流程的确定及说明……………………………………………………* 第五部分 设计计算书……………………………………………………………… * (一) 设计条件…………………………………………………………* (二) 计算过程…………………………………………………………* 5.2.1 计算各效蒸发量及完成液的浓度…………………………… * 5.2.2 估算各效溶液的沸点和有效总温度差………………………* 5.2.3 估算各效温度差损失………………………………………… * 5.2.4 各效溶液沸点及有效温度差………………………………… * 5.2.5 加热蒸汽消耗量及各效蒸发量………………………………* 5.2.6 传热面积………………………………………………………* 5.2.7 重新分配有效温差……………………………………………* 5.2.8 对各种温度差进行重新计算…………………………………* 5.2.9 重算加热汽消耗量及各效蒸发量……………………………* 5.2.10 重算传热面积…………………………………………………* (三) 蒸发器的主要结构尺寸…………………………………………* 5.3.1 加热管的选择和管数的初步估计…………………………* 5.3.2 蒸发装置的辅助设及换热器选用………………………* 5.3.3 蒸发器各尺寸的确定 5 . 3 .4 有 关 计算 说 明 …………………………………* … …… … … …… …… … … …… … … ……* 第六部分 设计成果及讨论 ……………………………………………………* 第七部分 参考文献 ……………………………………………………………* 部分 部分 * * * * * * * * * * * * * ** * 设计任务书 第二部分 前 言 在化工、轻工、食品、医药等工业生产中，有些生产过程中，常遇到由不挥发 的溶质和可挥发的溶剂所组成的液体混合物的浓缩问题。其中，闪蒸干燥机采用靠输入热量， 使溶液沸腾，把溶剂自混合液中蒸出的过程就叫蒸发，此过程所采用的设称为蒸 发器。化学工业以蒸发水溶液为主。 蒸发的本质是沸腾换热，所用设为蒸发器。其结构特征主要是如何有利沸腾 传热过程，如何有利气液分离。汽化过程是溶液受热后，靠近加热面的溶剂分子获 得动能胜过分子间的吸引力，逸向液面上的空间，变为自由分子的过程。而汽化生 成的蒸汽在逸向空间后不能及时除去时，蒸汽与溶液之间逐渐趋于平衡状态，使汽 化不能继续进行。 因此， 要保证蒸发的进行必须不断供给热能并不断排出生成蒸汽， 蒸汽的排出方法一般采用冷凝法。 课程设计是综合性和实践性较强的教学环节，是理论联系实际的桥梁，是使学 生体察实际问题复杂性， 学习化工设计基本知识的初次尝试。 它不同于平时的作业， 在设计中需要学生自己做出决策，即自己确定方案，选择流程，查取资料，进行过 程和设计算，并要对自己的选择做出论证和核算，经过反复的分析比较，择优选 定理想的方案和合理的设计，所以，课程设计是增强工程观念，培养提高学生独 立工作能力的有益实践。 通过课程设计，要求学生能综合运用本课程和前修课程的基本知识，行融会 贯通的独立思考，在规定的时间内完成指定的化工设计任务，从而得到化工工程设 计的初步训练，同时可以使学生了解工程设计的基本内容，掌握化工设计的程序和 方法，培养学生分析和解决工程实际问题的能力。通过课程设计，还可以使学生树 立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、设计过程中我们应提高以下几个方 面的能力： （1）熟悉查阅文献资料，搜集有关数据，正确选用公式。 （2）在兼顾技术上性，可行性，经济上合理性的前提下，综合分析设计 任务要求，确定化工工艺流程，进行设选型，并提出保证过程正常，安全运行所 需的检测和计量参数，同时还考虑改善劳动条件和环境保护的有效措施。 （3）准确而迅速地进行过程计算及主要设的工艺设计计算。 （4）用精练的语言，简洁的文字，清晰的图表来表达自己的设计思想和计算 结果。 第三部分 W——蒸发量，kg/h； F——进料量，kg/h； x——溶液的质量分数； D——加热蒸汽消耗量， ，kg/h r——气化热，㎡ ℃/W； L——管道长度，m； D——直径，m； h——液体的焓，kJ/kg； 符号说明 d——管径，m； g——重力加速度，m/s ； H——蒸汽的焓，kJ/kg； S——传热面积，㎡； T——蒸汽的温度，℃； K——总传热系数，W/（㎡ ℃） ； t——溶液的沸点，℃； n——管数； 2 H——高度，m； t——管心距，m； η——热损失系数； P——压强，Pa； Δ——温度损失，℃； ρ——密度，kg/m ； 3 下标 ： K——冷凝器的； P——压强的； T——理论的； L——热损失的； S——秒的； V——蒸汽的； 上标： 上标 / ——二次蒸汽的； ——因溶液蒸气压下降而引起的； ——因液柱静压强而引起的； ——因流动阻力而引起的； / // /// 第四部分 (一)、蒸发流程图 一、 流程的确定与说明 (二)、流程说明 二、 在化工、轻工、食品、医药等工业生产中，有些生产过程比如、烧碱、 抗生素、制糖及淡水制等生产中，常遇到由不挥发的溶质和可挥发的溶剂所组成 的液体混合物的浓缩问题。其中，采用靠输入热量，使溶液沸腾，把溶剂自混合液 中蒸出的过程就叫蒸发。 此过程所采用的设称为蒸发器。 蒸发器操作常见流程有： 并流、平流和错流。蒸发流程选择的主要依据是：物料的特性，方便操作，经济效 益好。 本设计用于印染中丝光碱液的回收，将丝光后剩下的稀碱液（浓度为 4.5%）浓 缩为浓度较高的碱液（浓度为 23%）。既使丝光后废液得以重新利用，又可促进环 保。主要蒸发工艺流程为：稀 NaOH 溶液经预热后加入蒸发器中，蒸发器的下部是 由许多加热管组成的加热管，在管外用加热蒸汽加热管内的碱液，使沸腾汽化，经 浓缩后的碱液（完成液）从蒸发器的底部排出，蒸发室与蒸发器相连，汽化产生的 蒸汽在蒸发室及其顶部的除沫器予以分离， 为提高效率， 多采用可连续的多效操作。 本次设计采用双效并流蒸发工艺流程： 蒸汽：生蒸汽通入效加热室，所得二次蒸汽进入第二效作为加热蒸汽，第 二效蒸汽经冷凝器冷却。 原料液：原料液从效进入，依次经过二效浓缩，从第二效流出得到完成液。 二效并流蒸发工艺有利于节省加热蒸汽的消耗量，流化床干燥机提高了生蒸汽的利用率，提 高了其经济效益，且后效蒸发室的压强比前效低，故溶液在效间的输送可利用蒸发 器的压强差和温度差，而不需要用泵运送，操作方便。 二效并流蒸发工艺不足之处是各效间随着浓度的提高，溶液温度反而下降，因 此随着溶液逐效流向后效，溶液的粘度增加很快，蒸发器的传热系数下降，结果使 整个装置的生产能力降低。 根据实际情况，综合考虑各方面的因素，本设计采用二效并流蒸发工艺。 第五部分 (一)、设计条件 * * * * * * * ** * * 设计计算书 (二)、计算过程 5.2.1 5.2.1 计算各效蒸发量及完成液的浓度 (1) 总蒸发量 W=F（1—xo/x2）=3200×(1—0.05/0.23)=2504.35Kg/h (2) 本设计采用并流加料外加热式蒸发器，设 W1：W2=1:1.1 因为 W=W1+W2 联立以上两式，解之得 W1=1192.55Kg/h 所以有 W2 =1311.80Kg/h x1 = Fxo/(F—W1)= 3200×0.05/(3200-1193)≈0.0797 x2=0.2300 5.2.2 5.2.2 估算各效溶液的沸点和有效总温度差 加热蒸汽压强（取 P1 =5kgf/cm2 表压） P1 =表压强+大气压强=591.68KPa 冷凝器压强 Pk =大气压强—线）/2=290.17 KPa 效二次蒸汽压强 P1 = P1—△P=591.68—290.17=301.51 KPa 由附录五查出 301.51KPa 下饱和蒸汽的参数为 T1/=133.47℃ r1/=2167.62 KJ/Kg / 已知冷凝器中压强 Pk=10.66KPa,从附录五查出相应温度 Tk=46.38℃ 设因流动阻力而损失的温度差为 1℃，故第 2 效二次蒸汽温度 T2 =47.38℃ 由附录表九查出相应的参数为 P2/=10.9 KPa r2/≈2384.02 KJ/Kg / 5.2.3 5.2.3 估算各效温度差损失 (1) 因溶液蒸汽压下降而引起的温度差损失 根据各效二次蒸汽温度 Ti(即相同压强下水的沸点)和各效完成液浓度 xi,由 姚玉英主编《化工原理》上册第 296 页，NaOH 水溶液的杜林线图,只考虑蒸 汽温度 Ti 影响的溶液查得第 1、2 效的沸点分别为 136℃和 54.9℃ / 故因溶液蒸汽压下降而引起的温度差损失为 △1 =136—133.47=2.53℃ △2/=54.9—47.38=7.52℃ ∑△ =2.53+9.52=10.05℃ （2）因液柱静压强而引起的温度差损失 估计管高 2m，设蒸发器内液面的高度为 2m， 那么，有 Pm1=P 1+(ρgl/2)1=301.51+(1050×9.81×1.2)/(2×1000) =307.69KPa Pm2=P2/+(ρgl/2)2=10.9+(1250×9.81×1.2) /(2×1000) =18.26KPa （其中，1050、1250 分别来自单位换算的数据） 根据以上压强数据查附录五得各效液柱中部温度分别为 tm1=134.15℃ tm2=57.8℃ / / / 则因液柱静压强而引起的温度差损失为： △1//= tm1—T1/=134.15—133.47=0.68℃ △2 = tm2—T2 =57.8—47.38=10.42℃ ∑△//=0.68+10.42=11.1℃ （3）因流动阻力而引起的温度差损失：取效间蒸汽因流动阻力而降低 1℃， 故有∑△ =2×1=2℃ 故蒸发装置总温度差损失为 ∑△= ∑△/+∑△//+∑△///=10.05+11.1+2=23.16℃ /// // / 5.2.4 各效溶液沸点及有效温度差 5.2.4 各效溶液沸点及有效温度差 各效溶液沸点分别为 t1 = T1/+△1/+△1/=133.47+2.53+0.68=136.88℃ t2 = T2/+△2/+△2//=47.38+7.52+10.42=65.32℃ 加热蒸汽压强为 591KPa，从附录五查出相应参数为 T1=158.12℃ 第二效加热蒸汽温度为 / T2 = T1 —1℃=133.47℃—1℃=132.47℃ r1 =2092.94KJ/Kg 从附录五(3)查出与 132.47℃相对应的汽化热 r2=2170.45KJ/Kg 各效温差分别为 △t1 = T1—t1 =158.12—136.88=21.44℃ △t2 = T2—t2 =132.47—65.32=67.15℃ 那么，总有效温度差为 ∑△t =△t1+△t2=21.44+67.15=88.59℃ 将前述数据列表如下： 效数 项目 压强 P （KPa） 加 热 蒸 汽 温度 T（℃） 汽化热 r（KJ/Kg） 压强 P/（KPa） 二 次 蒸 汽 温度 T/（℃） 汽化热 r/（KJ/Kg） △/（℃） 温度差 损 失 △//（℃） △///（℃） t（℃） △t（℃） ∑△t（℃） 1 591 158.12 2092.94 301.51 133.47 2167.62 2.53 0.68 1 136.88 21.44 88.59 2 —— 132.47 2170.45 10.66 47.38 2384.02 7.52 10.42 1 65.32 67.15 溶液沸点 有效温度差 总有效温度差 5.2.5 5.2.5 加热蒸汽消耗量及各效蒸发量 效：W1 =η1 r1D1/r1/ η 第二效：W2 =W—W1=η2[W1 r2/ r2/+（FCpo—CpwW1） 1—t2）/ r2/] （t η 其中 η1=0.98—0.7（0.0797—0.05）≈0.9592 η2=0.98—0.7（0.23—0.0797）≈0.8748 所以 2504.35—W1=0.8748[2170.45W1/2384.02+（3200×3.978—4.187 W1） （136.88—65.32）/2384.02] 解得 W1=1286.72Kg/h ; W2=1217.60Kg/h; D1=1391.05Kg/h 从而 D/W=0.834~0.922 在此本应验算由焓衡算求得 Wi 与初设值间的相对误差，闪蒸干燥机但根据经验知次 计算结果往往不符合要求，故暂不验算。先计算传热面积，若算出的传热面积不相 等，应再重新调节各效有效温度差，为第二次重复计算作准。 5.2.6 5.2.6 传热面积 S1 =Q1/（K1△t1）= D1 r1/（ K1△t1） =[1391.05×2092.94×1000×/（3600×2200×21.44）=17.145 m2 S2 =Q2/（K2△t2）= W1 r2 /（K2△t2） =（1286.72×2170.45×1000）/（3600×1600×67.15）=7.22m2 (说明：2200，1600 分别取自设计任务书中的各效传热系数) 相对偏差：εs=1—Smin/Smax=1—7.22/17.145=57.8% ＞＞3% ε 显然，相对偏差较大，需重新计算。 5.2.7 5.2.7 重新分配有效温差 S= (S1△t1 +S2△t2)/∑△=(21.44×17.145+67.15×7.22)/88.59=9.62m2 △t1/ = S1△t1/S=21.44×17.145/9.62=38.21℃ △t2/ = S2△t2/S=67.15×7.22/9.62=50.40℃ 5.2.8 5.2.8 对各种温度差进行重新计算 因冷凝器的压强及完成液的浓度没用变化，故第二效蒸汽的 参数及溶液沸点均无变化。 第二效加热蒸汽的温度：T2= t2+△t2/=65.32+50.40=115.72℃ 效二次蒸汽温度:T1/= T2+△1///=115.72+1=116.72℃ 查附录九与 116.72℃相对应的蒸汽参数为 P1/=180KPa 效完成液的浓度 x1 =3200×0.05/(3200—1286.72)=0.0836 x2=0.2300 姚玉英主编《化工原理》上册第 296 页，NaOH 水溶液的杜林线 时，仅考虑蒸汽压影响的溶液的沸点为 120℃，故温度 差损失为 r1/=2214.3 KJ/Kg △1 =120-116.72=3.28℃ ∑△1 =3.28+7.52=10.80℃ 效液柱中部压强 / / P m1 = P1 +(ρgl/2)1 =180+1050×9.81×1.2/（2×1000） =186.18KPa 查附录十得液柱中部温度 tm1=117.71℃ 则 △1//=117.71—116.72=0.99℃ ∑△2/=0.99+10.42=11.41℃ ∑△t =∑△1 +∑△1 +∑△1 =10.80+11.41+2=24.21℃ 所以总有效温度差为: ∑△t=T1-TK-∑△=158.12-46.38-24.21=87.53℃ ∑△t 与前面去∑△/为 88.61℃相差不大. 将新设定的数据列表如下： 项目 效数 1 2 —— 2170.45 115.72 10.66 2384.02 47.38 7.52 70.42 1 65.32 50.40 / // /// / 压强 P （KPa） 加 热 蒸 汽 汽化热 r（KJ/Kg） 温度 T（℃） 压强 P/（KPa） 二 蒸 次 汽 汽化热 r/（KJ/Kg） 温度 T/（℃） △/（℃） 温度差 损 失 △//（℃） △///（℃） 溶液沸点 有效温差 t（℃） △t（℃） 591.68 2092.94 158.12 180 2214.3 116.72 3.28 0.99 1 136.88 38.21 总有效温差 ∑△t（℃） 87.53 5.2.9 5.2.9 重算加热蒸汽消耗量及各效蒸发量 1. W1=η1 r1D1(1-5%)/r1 η / W2=W—W1=η2[W1 r2/ r2/+（FCpo—CpwW1） 1—t2）/ r2/] （t η 其中 η1=0.98—0.7（0.0797—0.05）≈0.9565 η2=0.98—0.7（0.23—0.0797）≈0.8775 故 2504.35—W1=0.8775[2170.45W1 /2384.02 +（3200×3.978—4.187 W1）]× （136.88-65.32）/2384.02 解得 从而 W1 =1268.43Kg/h D/W=1.10~1.24 W2 =1235.92Kg/h D1 =1403.13Kg/h 5.2.10 重算传热面积 S1=Q1/K1△t1= D1 r1/ （K1△t1） =1403.13×2092.94×1000/（3600×2200×38.21）=9.704m2 / S2=Q2/K2△t2= W1 r2/ K2△t2 =1268.43×2170.45×1000/（3600×1500×50.40）=9.48m εs=1—Smin/Smax=1—9.48/9.704=2.3%﹤3% 面积的相对误差小于 3%，取传热面积为 9.48m2 为了安全起见：S=1.2×9.48=11.376m2 取传热面积为 11.376 m2。 2 (三)、蒸发器的主要结构尺寸 5.3.1 5.3.1 加热管的选择和管数的初步估计 3. 循环管式蒸发器的主要结构尺寸包括：加热室和分离室的直径和高度；加 热管与循环管的规格、长度及在管板上的排列方式。这些尺寸取决于前面工艺 计算结果，主要是传热面积。由开始的计算结果有： （1）加热管的选择和管数的初步估计 由溶液结垢的难易程度、溶液的起泡性和房的高度等因素考虑，因此本设计 选用 ?25× 2.5mm，长 2.0m 的加热管。初步设计所需的管子数 A 为 / n =S／∏ d0（L-0.1） S———蒸发器的传热面积，由前述工艺计算决定 d0———加热管外径 L———加热管长度 （说明：因加热管固定在管板上，考虑管板厚度所占据的传热面积，则计算管 子数 A 时的管长应取（L-0.1）m） 代入数据，得 n =11.376/（3.14×0.025×1.9）≈73 / 由溶液结垢的难易程度、溶液的起泡性和房的高度等因素考虑，查附录十 三可得：因此本设计选用 ?25×2.5mm，初步设计所需的： 公称直径 DN=mm 公称压力 PN=1.0MPa 管程数 管子根数 N=1 n=91 根 中心排管数为 9 管程流通面积为 0.0308 m2 计算换热面积为 11.376m2 换热管长 L= 2.0m， （说明：因加热管固定在管板上，需考虑管板厚度所占据的传热面积） （2）循环管的选择 循环管截面积可取加热管总截面积的 40%～， 本设计取 80%。 加热管的总 截面积可按 n 计算，循环管内径以 D1 表示，流化床干燥机则 80%n/ ∏ di2/4=0.8 ×（0.025）2×∏/4×73=0.0196 即 D1=0.196m / 取 219×10mm 的循环管规格。 （3）分离室直径和高度的确定 分离室的直径和高度取决于分离室的体积，而分离室的体积又与二次蒸气的体 积流量及蒸发体积强度有关。因分离室的高度一般不小于 1.8m，取分离室高度为 2.0m,由附录十查得 20KPa 时，蒸汽密度为 0.13068，所以二次蒸汽的体积流量为 Vs=5.323m3/（m 2﹒s） 由于（∏/4）D2H=V，故分离室直径为 D=1.51 m 所以分离室直径为 1.51m. 5.3.2 5.3.2 蒸发装置的辅助设 3. 蒸发器的辅助装置主要包括除沫器、冷凝器和形成真空的装置，各种辅助装置 简述如下： (1) 除沫器 蒸发操作时，二次蒸汽中夹带大量的液体，虽然在分离室中进行了分离，但 是为了防止损失有用的产品或污染冷凝液体，还需要设法减少夹带的液沫，因此 在蒸汽出口附近设置除沫装置。 冷凝器和线) 冷凝器和真空装置 在蒸发操作中，当二次蒸汽为有价值的产品而需要回收，或会严重污染冷却 水时，应采用间壁式冷凝器；否则采用汽、液直接接触的混合式冷凝器。 当蒸发器采用减压操作时，无论用那种冷凝器，均需要在冷凝器后安装真空 装置，不断地抽出冷凝液中的不凝性气体，以维持蒸发操作所需要的真空度。常 用的真空装置有喷射泵、往复式真空泵及水环式线 冷却水温度 (设出口温度为 tk=50℃) VL=W3(h-Cw·tk)/Cw(tk-tw) =2504.35(2670.8-4.187×50)/4.187(50-20)=49075.17kg/h 2 冷凝器的直径 D 取二次蒸汽流速 u 为 15m/s 取冷凝器的直径为 0.300m 3 淋水板设计 ① ∵D＜500mm ∴板数取 5 块 则 D=(4Vs/u∏) =0.265m 1/2 ② 层型淋水板厚度 上面 B?=0.80D=0.240m ③ 板高 ④ 孔径 ⑤ 淋水流速 ∵D＜500mm 取 d=5mm μ0=ηф(2gh)1/2 其它 B=0.5D+0.05=0.165m ∴取 h=40mm 其中,η为淋水孔阻力系数 η=0.95～0.98 ф 为水流收缩率 ф=0.8～0.82 μ0=0.95×0.82×（2×9.81×0.04）1/2=0.69m/s 孔数 n=4VL/（3600πd2μ0）=2.69×104 考虑到长期操作的影响： 上层板的孔数为 1.1n=2.96×10 4 其它板层的孔数为 ⑦ 板间距离 L5=0.56 L2=2.57 ∵D＜500mm L4=0.93 L1=4.29 1.05n=2.82×10 ∴Ln+1=0.6 L n L3=1.54 L0=0.2 (单位：m) 4 5.3.3 5.3.3 蒸发器各尺寸的确定 3. （1） 传热面积（安全面积） （2） 管径规格 14.6m2 ?25× 2.5 mm，长 2.0m （3） 管数（按正三角形排列）98 根 （4） 管中心距 32mm （5） 加热室内径 Φ500 ×10mm （6） 蒸发器高度 2m 内径 0.717m （7） 循环管 (8) (9) (10) Φ219×10mm d1=100mm d2=273mm 溶液的进出口 加热蒸汽进口和二次蒸汽出口 冷凝水出口管 d3=100mm 5.3.4 5.3.4 有关计算说明 3. （1） 所查饱和水蒸气来源于天津大学出版社， 姚玉英主编 《化工原理》 上册第 338 页附录十； （2） 加热室、循环管直径的计算与选用参考于天津大学出版社，姚玉英主编《化 工原理》上册第 359 页附录二十二； （1） 所利用的计算方法与计算公式均参考于天津大学出版社，姚玉英主编《化 工原理》上册第 315 页—第 326 页 第六部分 设计成果及讨论 本设计采用了单效操作流程，选择了外加热式蒸发器作为蒸发设。进行真空 操作是为了提高碱液浓度和加热蒸汽的利用率。 选用外加热室蒸发器不仅可以降低蒸发器总高度，而且便于清洗和更换，闪蒸干燥机有的 甚至两个加热室转换使用， 其加热管束更长， 但温度差损失也随着效数增加而增加， 而降低了生产能力。操作在减压蒸发下降低浓液的沸点，提高有效温度差，它有以 下优点： （1） 提高了加热蒸汽与沸腾体间温度差，可以相应减小蒸发器 传热面积。 （2） 可利用低压蒸汽或废气作加热蒸汽。 （3） 可用浓缩不耐高温的溶液。 （4） 损失于外界热量减小。 当然，其缺点也存在，一套抽空装置，需消耗额外能量，溶液随着沸点降低， 粘度也相应增大，流化床干燥机常使得对流传热膜系数减小，从而使总传热系数减小，这些都是 设计中难于解决的问题。 本设计中不可避免的遇到难于解决的问题，如能源消耗，要采取有效节能措施 降低蒸发装置的主要热损失，外加热式蒸发装置主要热损失及可供回收利用的余 热。 有如下几个方面： （1） 用于冷料液预热时的显热。 （2） 浓缩产品余热冷却的显热。 （3） 二次蒸汽的潜热及其冷凝冷却时的显热。 （4） 加热蒸汽冷凝液的显热。 （5） 由辐射和对流体所造成的设管道的热损。 总之，单效加热流程仍不失为不错的工艺流程，通用于化学工业，医药工业， 食品工艺及染整车间的蒸发操作，在实际生产中有一定的利用价值 第七部分 参考文献 [1] 姚玉英，黄凤廉等.化工原理[M]，上册，新版.天津：天津大学出版社，1999 [2] 贾绍义，柴诚敬.化工原理课程设计[M]（化工传递与单元操作课程设计）.天津: 天津大学出版社， 2002 [3] 袁惠新.分离工程[M] 1 版，北京：中国石化出版社，2002 [4] 吴国钧等.印染工设计[M] 1 版，北京：纺织工业出版社，1998 [5] 贾绍义，柴诚敬.化工原理课程设计[M] 1 版，天津：天津大学出版社，2002 以上信息由常州市亿宝干燥科技有限公司整理编辑，了解更多喷雾干燥,闪蒸干燥机,流化床干燥机,混合机信息请访问http://www.czyibao.com