处理量为12吨小时的二硫化碳和四氯化碳分离精馏塔设计书

处理量为12吨/小时的二硫化碳和四氯化碳分离精馏塔书 第一章 1.1流程的设计及说明 图1 板式精馏塔的工艺流程简图 工艺流程：如图1所示。原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。产品槽和相应的泵,有时还要设置高位槽。为了便于了解操作中的情况及时发现问题和采取相应的措施，常在流程中的适当位置设置必要的仪表。比如流量计、温度计和压力表等，以测量物流的各项参数。 1.2【已知参数】: 主要基础数据: 表1 二硫化碳和四氯化碳的物理性质 项目 分子式 分子量 沸点(℃) 密度 二硫化碳 76 46.5 1.260 1.595 四氯化碳 154 76.8 表2 液体的表面加力 (单位:mN/m) 温度℃ 46.5 58 76.5 二硫化碳 28.5 26.8 24.5 四氯化碳 23.6 22.2 20.2 表3 常压下的二硫化碳和四氯化碳的气液平衡数据 液相中二硫化碳摩尔分率x 气相中二硫化碳摩尔分率y 液相中二硫化碳摩尔分率x 气相中二硫化碳摩尔分率y 0 0.0296 0.0615 0.1106 0.1435 0.2580 0 0.0823 0.1555 0.2660 0.3325 0.4950 0.3908 0.5318 0.6630 0.7574 0.8604 1.0 0.6340 0.7470 0.8290 0.8790 0.9320 1.0 1.3 选塔依据 工业上，塔设备主要用于蒸馏和吸收传质单元操作过程。对于一个具体的分离过程，通常按以下五项进行综合评价： （1） 通过能力大，即单位塔截面能够处理得气液负荷高； （2） 塔板效率高； （3） 塔板压降低； （4） 操作弹性大； （5） 结构简单，制造成本低。 而筛板塔是现今应用最广泛的一种塔型，设计比较成熟，具体优点如下： （1）结构简单、金属耗量少、造价低廉。 （2）气体压降小、板上液面落差也较小。 （3）塔板效率较高， 改进的大孔筛板能提高气速和生产能力，且不易堵塞塞孔。 因此对于苯和甲苯物系，有侧线进料和出料的工艺过程，选用板式塔较为适宜。 第二章 【设计计算】 2.1、精馏流程的确定 二硫化碳和四氯化碳的混合液体经过预热到一定的温度时送入到精馏塔，塔顶上升蒸气采用全凝器冷若冰霜凝后，一部分作为回流，其余的为塔顶产品经冷却后送到贮中，塔釜采用间接蒸气再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。流程图如图1所示。 2.2、塔的物料衡算 (一)、料液及塔顶塔底产品含二硫化碳的质量分率 EMBED Equation.3 EMBED Equation.DSMT4 （二）、平均分子量 （三）、物料衡算 每小时处理摩尔量 总物料衡算 EMBED Equation.DSMT4 易挥发组分物料衡算 联立以上三式可得： 2.3、塔板数的确定 （一）理论板NT的求法 ① 根据二硫化碳—四氯化碳气液平衡组成与温度的关系数据表，用插值法求全塔温度： 塔顶温度 ℃ 进料温度 ℃ 塔釜温度 ℃ 精馏段平均温度 ℃ 提馏段平均温度 ℃ ② 根据二硫化碳—四氯化碳气液平衡组成与温度的关系数据表，用插值法求汽相组成： 塔顶处汽相组成 进料处汽相组成 塔釜处汽相组成 ③ 相对挥发度的求解 塔顶处相对挥发度 进料处相对挥发度 塔釜处相对挥发度 精馏段平均相对挥发度 ℃ 提馏段平均相对挥发度 ℃ （1） 平衡线方程 （2） EMBED Equation.DSMT4 q线方程 （3）最小回流比 及操作回流比R 依公式 取操作回流比 (4) 精馏段操作线方程 (5)提馏段操作线方程 提馏段操作线过点c 和精馏段操作线方程与 线方程的交点d，连接c、d即为提馏段操作线方程。 图2 二硫化碳、四氯化碳的y-x图及理论板 上作图解得： （不包括塔釜），其中精馏段为5层，提馏段为3.5层. (二) 全塔效率 塔内的平均温度为,该温度下的平均粘度 故: (三) 实际板数N 精馏段: 提馏段: 第三章 板式塔主要工艺尺寸的设计计算 3.1塔工艺条件及物性数据计算 (一) 操作压强的计算Pm 塔顶压强PD=4+101.3=105.3kPa取每层塔板压降△P=1.0kPa 则： 进料板压强：PF=105.3+10 1.0=113.7kPa 塔釜压强：Pw=105.3+9 0.7=121.3kPa 精馏段平均操作压强：Pm= =109.5 kPa 提馏段平均操作压强：P′m = =116.8kPa. (三) 平均摩尔质量计算 塔顶摩尔质量的计算：由xd=y1=0.97查平衡曲线,得x1=0.927 ； 进料摩尔质量的计算：xF=0.388由平衡曲线查的： yF=0.582 ； ； ； 塔釜摩尔质量的计算：由平衡曲线查的：xW=0.04 =0.127 精馏段平均摩尔质量： ； ； 提馏段平均摩尔质量： ； ； （四) 平均密度计算： m 不同温度下 — 的密度及质量分数列表 位置温度 （℃） 塔顶 46.54 1224 1543 0.941 0.059 进料口 58 1206 1508 0.203 0.797 塔釜 76.65 1177 1485 0.0201 0.9799 1、液相密度 ： ①塔顶部分 依下式： （ 为质量分率）；其中 =0.941, =0.059； 即： ； ②进料板处：由加料板液相组成：由xF=0.34 得 =0.203； ； ③塔釜处液相组成：由xW=0.04得 =0.0201； 故 精馏段平均液相密度： ； 提馏段的平均液相密度： ； 2、气相密度 ： ① 精馏段的平均气相密度 ② 提馏段的平均气相密度 （五）液体平均表面张力 的计算 不同温度下 — 的表面张力 位置温度 （℃） 塔顶 46.54 28.416 23.669 进料口 58 26.759 22.286 塔釜 76.65 24.089 20.067 液相平均表面张力依下式计算，及 ①塔顶液相平均表面张力的计算 ： ； ② 进料液相平均表面张力的计算 ； ③ 塔釜液相平均表面张力的计算 ； 则： 精馏段液相平均表面张力为： 提馏段液相平均表面张力为： 液体平均粘度的计算 液相平均粘度依下式计算，即 ； 塔顶液相平均粘度的计算，由由 =46.54℃查手册得： ； ； ； 进料板液相平均粘度的计算：由 =58℃手册得： ； ； ； 塔釜液相平均粘度的计算： 由 =76.65℃查手册得： ； ； ； 3.2、精馏塔气液负荷计算 精馏段：V=(R+1) EMBED Equation.DSMT4 L=RD Lh=3600 0.00203=8.08 提馏段： ； ； ； ； ； 3.3、塔和塔板的主要工艺尺寸的计算 （一）塔径D 参考下表 初选板间距HT=0.40m,取板上液层高度HL=0.07m 故： ①精馏段： HT-hL=0.40-0.07=0.3 查图表 =0.072；依公式 ； 取安全系数为0.7，则： u=0.7 EMBED Equation.DSMT4 =0.7 1.489=1.0423m/s 故： ； 按标准，塔径圆整为1.3m, 则空塔气速为 塔的横截面积 ②提馏段： ；查图 =0.068；依公式： ； 取安全系数为0.70， ； ； 为了使得整体的美观及加工工艺的简单易化,在提馏段与精馏段的塔径相差不大的情况下选择相同的尺寸; 故:D 取1.3m 塔的横截面积: 空塔气速为 板间距取0.4m合适 （二）溢流装置 采用单溢流、弓形降液管、平形受液盘及平形溢流堰，不设进流堰。各计算如下： ①精馏段： 1、溢流堰长 为0.7D，即： ； 2、出口堰高 hw hw=hL-how 由lw/D=0.91/1.４=0.7, 查手册知： E为1.03 依下式得堰上液高度： 故： 3、 降液管宽度 与降液管面积 有 =0.7查手册得 故： =0.14D=0.14 1.3=0.182m 4、降液管底隙高度 取液体通过降液管底隙的流速 =0.1m/s 依式计算降液管底隙高度 ， 即： ②提馏段： 1、溢流堰长 为0.7 ，即： ； 2、出口堰高 ； 由 ， 查手册知 E为1.04依下式得堰上液高度： EMBED Equation.DSMT4 。 1、 降液管宽度 与降液管面积 有 =0.7查手册得 故： =0.14D=0.14 1.3=0.182m 降液管底隙高度 取液体通过降液管底隙的流速 =0.08m/s 依式计算降液管底隙高度 ：即 （三）塔板布置 1、取边缘区宽度 =0.035m ,安定区宽度 =0.065m ①精馏段：依下式计算开孔区面积 其中 故: ②提馏段：依下式计算开孔区面积 =0.915 其中 （四）筛孔数n与开孔率 取筛孔的孔径d0为5mm正三角形排列，一般碳钢的板厚 为4mm,取 故孔中心距t=3.5 5.0=17.5mm 依下式计算塔板上筛孔数n ,即 依下式计算塔板上开孔区的开孔率 ，即： （在5~15%范围内） 精馏段每层板上的开孔面积 为 气孔通过筛孔的气速 提馏段每层板上的开孔面积 为 气孔通过筛孔的气速 （五）塔有效高度 精馏段 ； 提馏段有效高度 ； 在进料板上方开一人孔，其高为0.8m，一般每6~8层塔板设一人孔（安装、检修用），需经常清洗时每隔3~4层块塔板处设一人孔。设人孔处的板间距等于或大于600m。根据此塔人孔设4个。故：精馏塔有效高度 3.4．筛板的流体力学验算 (一) 气体通过筛板压降相当的液柱高度 1、根据 干板压降相当的液柱高度 2、根据 ，查干筛孔的流量系数图 = 1 \* GB3 ①精馏段由下式得 = ②提馏段由下式得 3、①精馏段气流穿过板上液层压降相当的液柱高度 由图充气系数 与 的关联图查取板上液层充气系数 为0.57 则 = EMBED Equation.DSMT4 = EMBED Equation.DSMT4 ②提馏段气流穿过板上液层压降相当的液柱高度 由图充气系数 与 的关联图查取板上液层充气系数 为0.58 则 = EMBED Equation.DSMT4 = EMBED Equation.DSMT4 3、①精馏段克服液体表面张力压降相当的液柱高度 由 = ②提馏段克服液体表面张力压降相当的液柱高度 由 = 故①精馏段 单板压降 = （设计允许值） 故②提馏段 单板压降 = （设计允许值） （二）①精馏段雾沫夹带量 的验算 由式 = = = kg液/kg气<0.1kg液/kg气 故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带 ②提馏段雾沫夹带量 的验算 由式 = = = kg液/kg气<0.1kg液/kg气 故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带 （三）①精馏段漏液的验算 = =8.6 筛板的稳定性系数 故在设计负荷下不会产生过量漏液 ②提馏段漏液的验算 =8.6 筛板的稳定性系数 故在设计负荷下不会产生过量漏液 （四）①精馏段液泛验算 为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度 由 计算 EMBED Equation.DSMT4 =0.082+0.06+0.00098=0.13m 取 =0.5，则 =0.5（0.4+0.057）=0.2285m 故 EMBED Equation.DSMT4 ，在设计负荷下不会发生液泛 ②提馏段液泛验算 为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度 由 计算 EMBED Equation.DSMT4 取 =0.5，则 故 EMBED Equation.DSMT4 ，在设计负荷下不会发生液泛 2.5．塔板负荷性能图 ①精馏段 (一) 雾沫夹带线（1） EMBED Equation.DSMT4 式中 （a） = 近似取E 1.0， =0.0569m， =0.91m 故 = =0.1423+1.677 　 （b） 取雾沫夹带极限值 为0.1Kg液/Kg气，已知 = ， =0.4m，并将（a），（b）式代入 得 整理得 = （1） 此为雾沫夹带线的关系式，在操作控制范围内去几个Ls,计算出相应的Vs值。列于表４中 表 ４ Ls. Vs. 2.107 2.012 1.931 1.843 （二）液泛线 令 联立得 近似的取E=1.0, 整理得 (c) 取 ,近似的有 故: (d) 由式 (e) 将 ,及(c),(d),(e)代入得 整理得: 此为液泛线的关系式，在操作控制范围内去几个Ls,计算出相应的Vs值。列于表５中 表　５ Ls. Vs. 1.855 1.800 1.718 1.633 （三）液相负荷上限线 以 作为液体在降液管中停留时间的下限 则 EMBED Equation.DSMT4 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限 (四)漏液线（气相负荷下限线） 由 =4.4 EMBED Equation.DSMT4 = = - = 得 整理得: 此为液相负荷上限线的关系式，在操作控制范围内去几个Ls,计算出相应的Vs值。列于表６ 表　６ Ls. Vs. 0.548 0.5584 0.5716 0.5822 (五)液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层告诉 =0.006m，化为最小液体负荷标准, 取E 1.0。由 = 即:0.006= 则 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线可知设计供板上限有雾沫夹带线控制，下限由漏夜线控制 精馏段操作弹性= ②提馏段 (一) 雾沫夹带线（1） EMBED Equation.DSMT4 式中 （a） = 近似取E 1.0， =0.057m， =0.91m 故 = =0.1416+1.729 （b） 取雾沫夹带极限值 为0.1Kg液/Kg气，已知 = ， =0.4m，并将（a），（b）式代入 得 整理得 = （1） 此为雾沫夹带线的关系式，在操作控制范围内去几个Ls,计算出相应的Vs值。列于表８中。 表 ８ Ls. Vs. 3.996 3.873 3.709 3.512 （二）液泛线 令 联立得 近似的取E=1.0, 整理得 (c) 取 ,近似的有 故: (d) 由式 (e) 将 ,及(c),(d),(e)代入得 整理得: 此为液泛线的关系式，在操作控制范围内去几个Ls,计算出相应的Vs值。列表９ 表 ９ Ls. Vs. 1.703 1.647 1.409 1.198 （三）液相负荷上限线 以 作为液体在降液管中停留时间的下限 则 EMBED Equation.DSMT4 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限 (四)漏液线（气相负荷下限线） 由 =4.4 EMBED Equation.DSMT4 = = - = 得 整理得: 此为液相负荷上限线的关系式，在操作控制范围内去几个Ls,计算出相应的Vs值。列表10中。 表　10 Ls. Vs. 0.513 0.524 0.548 0.557 (五)液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层告诉 =0.006m，化为最小液体负荷标准, 取E 1.0。 由 = 即: 则 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 可知设计供板上限有雾沫夹带线控制，下限由漏夜线控制 精馏段操作弹性= 3.6、精馏塔的工艺设计计算结果总表 表11　精馏塔的工艺设计计算结果总表 项目 符号 单位 计算数据 精馏段 提馏段 各段平均压强 109.5 116.8 各段平均温度 52.27 67.33 平均流量 气相 1.01 0.941 液相 0.00203 0.00289 实际塔板数 Ｎ 块 12 9 板间距 0.4 0.4 塔的有效高度 4.4 3.2 塔径 1.3 1.3 空塔气速 0.78 0.72 塔板溢流形式 单流型 单流型 溢流装置 溢流管型式 弓形 弓形 堰长 0.91 0.91 堰高 0.057 0.0581 溢流堰宽度 0.182 0.182 管底与受液盘距离 0.0212 0.0367 板上清液层高度 0.07 0.07 孔径 5.0 5.0 孔间距 17.5 17.5 孔数 个 3460 3970 开孔面积 0.0686 0.06121 筛孔气速 15.16 15.72 塔板压降 0.8003 0.9646 液体在降液管中停留时间 18.5 8.5 降液管内清液层高度 0.143 0.162 雾沫夹带 0.0249 0.0241 负荷上限 雾沫夹带控制 雾沫夹带控制 负荷下限 漏液控制 漏液控制 气相最大负荷 1.236 1.248 气相最小负荷 0.567 0.569 操作弹性 3.171 3.085 第四章 精馏塔的的附属设备及接管尺寸 4.1接头管设计 接管尺寸 接管尺由管内蒸气速度及体积、流量决定。各接管允许的蒸气速度查表得 1、塔顶蒸气出口管径 取u=15m/s, , 根据工艺标准，将其圆整到D=0.30m。选取 规格的热轧无缝钢管。 2、回流管管径 取u=1.4m/s, , 根据工艺标准，将其圆整到D=0.05m。，选取 规格的热轧无缝钢管。 3.塔底进气管 塔底进气管 直管进气 u=15m/s, 根据工艺标准，将其圆整到D=0.30m。选取 规格的热轧无缝钢管。 1、 加料管管径 取u=1.5m/s, 根据工艺标准，将其圆整到D=0.05m，选取 规格的热轧无缝钢管。 2、 料液排出管管径 取u=0.6m/s, 根据工艺标准，将其圆整到D=0.05m。选取 规格的热轧无缝钢管。 管型选取表 管型 进料管 回流管 塔底出料管 塔顶蒸汽出料管 塔底蒸汽进气管 规格 4.2塔总高度计算 筒体与封头 1.筒体 操作压力P=1atm公称直径 dg=1300mm查得筒体壁厚为6mm，所用材质为 2.封头 封头分为椭圆形封头，蝶形封头几种，本设计采用椭圆形封头，由公称直径Dg=1300mm查得 3裙座 塔底常采用裙座支撑，由于裙座内径>800mm,裙座厚取16mm。 4.人孔 一般隔6~8塔板设一个人孔，取人孔直径为500mm，其伸出塔体的筒体长为220mm，人孔中心距操作平台800~1200mm，设人孔的板间距为800mm，共21块板，可设4个人孔。 5．塔总体高度的设计 1. 塔的顶部空间 2. 塔的顶部空间高度是指塔的第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，取除沫器到第一块板的距离为800mm，塔顶部空间高度为1200mm。 2.塔的底部空间 3.塔的总体高度 4.2 热量衡算 加热介质的选择 选用饱和水蒸气，温度140℃，工程大气压力3.69atm 原因：水蒸气清洁易得，不易结垢，不腐蚀管道，饱和水蒸汽冷凝放热值大，而水蒸汽压力越高，冷凝温差越大，管程数相应减小，但蒸汽压力不宜太高。 冷凝剂的选择 选冷却水，温度25℃，温升10℃ 原因：冷却水方便易得，清洁不易结垢，升温线越高，用水量越小，但平均温差小，传热面积大，综合考虑选择10℃ 热量衡算 由汽液平衡数据 tF=58℃ tD=46.54℃ tW=76.65℃ =46.54℃时： EMBED Equation.DSMT4 EMBED Equation.DSMT4 =74.76℃时： =58℃时： EMBED Equation.DSMT4 当 ℃时， = 塔顶以0℃为基准，则0℃上升热量 塔顶馏出液热量 : 回流液热量 ： 进料热量 ： 塔底残液热量： 冷凝器消耗的热量: 再沸器提供的热量 （全塔范围内列热量衡算式）塔釜热损失为10%，则塔釜热损失 再沸器实际热负荷 计算得： 4.3冷凝器的选择 有机物蒸汽冷凝器设计选用的总体传热系数范围500-1500 本设计取k=1000 =4180J 出料液温度：58℃（饱和气）→58℃（饱和液），冷却水温度取20℃→35℃， 逆流操作： ℃, ℃, ℃ 传热面积：根据全塔热量衡算得 ， . 取安全系数为1.04，则所需传热面积A=1.04 A=37.88 换热器列表 公称直径/ 管程数 排管数 管程流通面积/ 换热面积A/ 换热管长度L/ 400 4 129 0.0048 45.46 6000 4.4 再沸器的选择 选用120℃饱和水蒸气加热，传热系数取K=2926kJ/( ) 料液温度58℃→76.65℃，水蒸汽温度120℃→120℃， 逆流操作： ℃， ℃， ℃ 传热面积：根据全塔热量衡算得 ， 取安全系数为1.04，则所需传热面积A=1.04 A=31.51 公称直径/ 管程数 排管数 管程流通面积/ 换热面积A/ 换热管长度L/ 400 4 129 0.0059 45.5 6000 4.5 泵的选型 以进料泵为例，由上面设计可知其流速为： 设泵在地面上，忽略其它因素，料液面至加料孔的高度h=0.4(11-2)+0.8+1.6+2=8m ,主加料管长20m.90O标准弯头两个，截止阀两个，则有关管件的局部阻力系数分别是： 90O标准弯头： ζ=0.75 截止阀： ζ=6.0 则总的局部阻力系数为： =0.75 +6 2=13.5 由上面设计可知：进料液密度为： ,黏度为 则： 在两截面之间列柏努利方程求泵的扬程为： 流量q= 所选泵的额定流量和扬程应略大于系统所需的 查泵性能表, 油泵型号为 : 50Y-60B 表4-2： 型号 50Y-60B 流量m3/h 16.0 扬程m 38 功率Kw 机 5.5 轴 2.93 转速 2950 效率 35% 泵壳许用压力Kgf/cm3 16/26 结构 单级 因所选压头大于管路压头，故应采用阀门调节，阀门调节多消耗的压头为： 故多消耗的轴功率为： 结 束 语 通过化工原理的课程设计，使我增长了不少实际的知识，也在大脑中确立了一个关于化工生产的轮廓。设计中需要的许多知识都需要我们查阅资料和文献，并要求加以归纳、整理和总结。通过自学及老师的指导，不仅巩固了所学的化工原理知识,更极大的拓宽了我们的知识面，学习到了书本上学不到的东西，这对于一个学化工的学生来说是十分重要的,因为除了理性认识还应具有一定的感性认识。同时由于设计的需要，计算机的应用能力得到了长足的进步，特别是学会了基本的CAD画图。更重要的是通过这种解决设计性的课题，锻炼了我的逻辑思维能力，理论结合实际能力，这对将来的毕业设计及工作无疑将起到重要的用。 在此我要特别感谢栾国颜老师，他的指导和教授使得我的设计工作得以圆满完成。在这次设计中老师的指导让我找到了一些解决难题的方法，对书本要有一个理解的深度，而不是单纯的看表面，再有设计中碰到的许多问题也改变了我思考问题的方法。在此我还要向在设计中帮助过我的同学致以诚挚的谢意！ 参考文献 [1]《化工原理课程设计》 化工原理教研室室选编 [2] 谭蔚，聂清德　化工设备设计基础　天津大学出版社　2008.8　 [3] 陈国桓　化工机械基础　化学工业出版社　2006.1 [4] 夏清　陈常贵　化工原理（上）天津大学出版社　2006.3 [5] 夏清　陈常贵　化工原理（下）天津大学出版社　2006.3 [6] 中国石化 化工工艺设计手册(第三版) 化学工业出版社2003.7 化工原理课程设计教师评分表 评价单元 评价要素 评价内涵 满分 评分 平时成绩 20% 出勤 能按时到指定设计地点进行课程设计，不旷课，不迟到，不早退。 10 纪律 学习态度认真，遵守课程设计阶段的纪律，作风严谨，按时完成课程设计规定的任务，按时上交课程设计有关资料。 10 说明书质量 30% 说明书格式 符合课程设计说明书的基本要求，用语、格式、图表、数据、量和单位及各种资料引用规范等。 10 工艺设 计计算 根据选定的和规定的任务进行物料衡算，热量衡算，主体设备工艺尺寸计算，附属设备的选型等。 20 制图质量 30% 制图图形 图纸的布局、线形、字体、箭头、整洁等。 20 制图正确性 符合化工原理课程设计任务书制图要求，正确绘制流程图和工艺条件图等。 10 答辩 20％ 对设计方 案的理解 答辩过程中，思路清晰、论点正确、对理解深入，主要问题回答正确 20 指导教师综合评定成绩： 实评总分　　　　　　　　；成绩等级　　　　　　　　　 　　　 指导教师（签名）： 2011年 月 日 教 师 评 语 指 导 教 师 评 语 成绩 指导 教师 时间 PAGE - 2 - _1234568145.unknown _1234568273.unknown _1234568337.unknown _1234568401.unknown _1234568433.unknown _1234568449.unknown _1234568457.unknown _1234568461.unknown _1234568465.unknown _1234568467.unknown _1234568469.unknown _1234568471.unknown _1234568472.unknown _1234568470.unknown _1234568468.unknown _1234568466.unknown _1234568463.unknown _1234568464.unknown _1234568462.unknown _1234568459.unknown _1234568460.unknown _1234568458.unknown _1234568453.unknown _1234568455.unknown _1234568456.unknown _1234568454.unknown _1234568451.unknown _1234568452.unknown _1234568450.unknown _1234568441.unknown _1234568445.unknown _1234568447.unknown _1234568448.unknown _1234568446.unknown _1234568443.unknown _1234568444.unknown _1234568442.unknown _1234568437.unknown _1234568439.unknown _1234568440.unknown _1234568438.unknown _1234568435.unknown _1234568436.unknown _1234568434.unknown _1234568417.unknown _1234568425.unknown _1234568429.unknown _1234568431.unknown _1234568432.unknown _1234568430.unknown _1234568427.unknown _1234568428.unknown _1234568426.unknown _1234568421.unknown _1234568423.unknown _1234568424.unknown _1234568422.unknown _1234568419.unknown _1234568420.unknown _1234568418.unknown _1234568409.unknown _1234568413.unknown _1234568415.unknown _1234568416.unknown _1234568414.unknown _1234568411.unknown _1234568412.unknown _1234568410.unknown _1234568405.unknown _1234568407.unknown _1234568408.unknown _1234568406.unknown _1234568403.unknown _1234568404.unknown _1234568402.unknown _1234568369.unknown _1234568385.unknown _1234568393.unknown _1234568397.unknown _1234568399.unknown _1234568400.unknown _1234568398.unknown _1234568395.unknown _1234568396.unknown _1234568394.unknown _1234568389.unknown _1234568391.unknown _1234568392.unknown _1234568390.unknown _1234568387.unknown _1234568388.unknown _1234568386.unknown _1234568377.unknown _1234568381.unknown 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