利用各組分揮發度不同將液體混合物部分汽化而使混合物得到分離的單元操作稱為蒸餾。這種分離操作是通過液相和氣相之間的質量傳遞過程來實現的。
對於均相物係，必須造成乙個兩相物係才能將均相混合物分離。蒸餾操作採用改變狀態引數的辦法（如加熱和冷卻）使混合物系內部產生出第二個物相（氣相）；吸收操作中則採用從外界引入另一相物質（吸收劑）的辦法形成兩相系統。
一、 兩組分溶液的氣液平衡
1． 拉烏爾定律
理想溶液的氣液平衡關係遵循拉烏爾定律：
pa=pa0xapb=pb0xb=pb0（1—xa）
根據道爾頓分壓定律：pa=pya 而p=pa+pb
則兩組分理想物係的氣液相平衡關係：
xa=（p—pb0）/（pa0—pb0）———泡點方程
ya=pa0xa/p———**方程
對於任一理想溶液，利用一定溫度下純組分飽和蒸汽壓資料可求得平衡的氣液相組成；反之，已知一相組成，可求得與之平衡的另一相組成和溫度（試差法）。
2． 用相對揮發度表示氣液平衡關係
溶液中各組分的揮發度v可用它在蒸汽中的分壓和與之平衡的液相中的摩爾分率來表示，即 va=pa/xa vb=pb/xb
溶液中易揮發組分的揮發度對難揮發組分的揮發度之比為相對揮發度。其表示式有：
α=va/vb=（pa/xa）/（pb/xb）=yaxb/ybxa
對於理想溶液： α=pa0/pb0
氣液平衡方程：y=αx/[1+（α—1）x]
α值的大小可用來判斷蒸餾分離的難易程度。α愈大，揮發度差異愈大，分離愈易；α=1時不能用普通精餾方法分離。
3． 氣液平衡相圖
（1） 溫度—組成（t-x-y）圖
該圖由飽和蒸汽線（**線）、飽和液體線（泡點線）組成，飽和液體線以下區域為液相區，飽和蒸汽線上方區域為過熱蒸汽區，兩曲線之間區域為氣液共存區。
氣液兩相呈平衡狀態時，氣液兩相溫度相同，但氣相組成大於液相組成；若氣液兩相組成相同，則氣相**溫度大於液相泡點溫度。
（2）x-y圖
x-y圖表示液相組成x與之平衡的氣相組成y之間的關係曲線圖，平衡線位於對角線的上方。平衡線偏離對角線愈遠，表示該溶液愈易分離。總壓對平衡曲線影響不大。
二、 精餾原理
精餾過程是利用多次部分汽化和多次部分冷凝的原理進行的，精餾操作的依據是混合物中各組分揮發度的差異，實現精餾操作的必要條件包括塔頂液相回流和塔底產生上公升蒸汽。精餾塔中各級易揮發組分濃度由上至下逐級降低；精餾塔的塔頂溫度總是低於塔底溫度，原因之一是：塔頂易揮發組分濃度高於塔底，相應沸點較低；原因之二是：
存在壓降使塔底壓力高於塔頂，塔底沸點較高。
當塔板中離開的氣相與液相之間達到相平衡時，該塔板稱為理論板。
精餾過程中，再沸器的作用是提供一定量的上公升蒸汽流，冷凝器的作用是提供塔頂液相產品及保證由適宜的液相回流。
三、 兩組分連續精餾的計算
1． 全塔物料衡算
總物料衡算： f=d+w
易揮發組分： fxf=dxd+wxw
塔頂易揮發組分**率： ηd=（dxd/fxf）x100%
塔底難揮發組分**率： ηw=[w（1-xw）/f（1-xf）]x100%
2． 精餾段物料衡算和操作線方程
總物料衡算： v=l+d
易揮發組分： vyn+1=lxn+dxd
操作線方程： yn+1=（l/v）xn+（d/v）xd=[r/（r+1）]xn+[1/（r+1）]xd
其中：r=l/d——回流比
上式表示在一定操作條件下，精餾段內自任意第n層板下降的液相組成xn與其相鄰的下一層板（第n+1層板）上公升蒸汽相組成yn+1之間的關係。在x—y座標上為直線，斜率為r/r+1，截距為xd/r+1。
3． 提餾段物料衡算和操作線方程
總物料衡算： l`=v`+w
易揮發組分： l`xm` =v`ym+1`+wxw
操作線方程： ym+1`=（l`/v`）xm`—（w/v`）xw
上式表示在一定操作條件下，提餾段內自任意第m層板下降的液相組成xm`與其相鄰的下一層板（第m+1層板）上公升蒸汽相組成ym+1`之間的關係。l`除與l有關外，還受進料量和進料熱狀況的影響。
四、 進料熱狀況引數
實際操作中，加入精餾塔的原料液可能有五種熱狀況：（1）溫度低於泡點的冷液體；（2）泡點下的飽和液體；（3）溫度介於泡點和**的氣液混合物；（4）**下的飽和蒸汽；（5）溫度高於**的過熱蒸汽。
不同進料熱狀況下的q值
對於飽和液體、氣液混合物和飽和蒸汽進料而言，q值等於進料中的液相分率。
l`=l+qf
v=v`—（q—1）f
q線方程（進料方程）為： y=[q/（q—1）]x—xf/（q—1）
上式表示兩操作線交點的軌跡方程。
塔底再沸器相當於一層理論板（氣液兩相平衡），塔頂採用分凝器時，分凝器相當於一層理論板。由於冷液進料時提餾段內迴圈量增大，分離程度提高，冷液進料較氣液混合物進料所需理論板數為少。
五、 回流比及其選擇
（1） 全回流
r=l/d=∞，操作線與對角線重合，操作線方程yn=xn-1，達到給定分離程度所需理論板層數最少為nmin。
（2） 最小回流比
當回流比逐漸減小時，精餾段操作線截距隨之逐漸增大，兩操作線位置將向平衡線靠近，為達到相同分離程度所需理論板層數亦逐漸增多。達到恆濃區（夾緊區）回流比最小，所需理論板無窮多。
i． 正常平衡線
rmin=（xd—yq）/（yq—xq）
飽和液體進料時：xq=xf
飽和蒸汽進料時：yq=yf
ii． 不正常平衡線
由a（xd，yd）或c（xw，yw）點向平衡線作切線，由切線斜率或截距求rmin。
（3） 適宜回流比
r=（1.1~2）rmin
精餾設計中，當回流比增大時所需理論板數減少，同時蒸餾釜中所需加熱蒸汽消耗量增加，塔頂冷凝器中冷卻介質消耗量增加，操作費用相應增加，所需塔徑增大。
精餾操作時，若f、d、xf、q、r、加料板位置都不變，將塔頂泡點回流改為冷回流，則塔頂產品組成xd變大。
精餾設計中，回流比愈大，操作能耗愈大，隨著回流比逐漸增大，操作費和裝置費的總和將呈現先減小後增大的過程。
六、 板效率和實際塔板數
1． 單板效率（默弗里效率）
emv=（yn—yn+1）/（yn*—yn+1）
eml=（xn-1—xn）/（xn-1—xn*）
2． 全塔效率
e=（nt/np）x100%
精餾塔中第n-1,n,n+1塊理論板，yn+1xn-1。
精餾塔中第n-1,n,n+1塊實際板，xn*yn。
如板式塔設計不合理或操作不當，可能產生液泛、漏液、及霧沫夾帶等不正常現象，使塔無法正常工作。
負荷效能圖有五條線，分別是霧沫夾帶、液泛、漏液、液相負荷上限和液相負荷下限。
吸收––––基本概念和基本原理
利用各組分溶解度不同而分離氣體混合物的單元操作稱為吸收。混合氣體中能夠溶解的組分稱為吸收質或溶質（a）；不被吸收的組分稱為惰性組分或載體（b）；吸收操作所用的溶劑稱為吸收劑（s）；吸收所得溶液為吸收液（s+a）；吸收塔排出的氣體為吸收尾氣。
當氣相中溶質的的實際分壓高於與液相成平衡的溶質分壓時，溶質從氣相向液相轉移，發生吸收過程；反之當氣相中溶質的的實際分壓低於與液相成平衡的溶質分壓時，溶質從液相向氣相轉移，發生脫吸（解吸）過程。
一、 氣–液相平衡–––––––傳質方向與傳質極限
平衡狀態下氣相中溶質分壓稱為平衡分壓或飽和分壓，液相中的溶質濃度稱為平衡濃度或飽和濃度––––––溶解度。
對於同一種溶質，溶解度隨溫度的公升高而減小，加壓和降溫對吸收操作有利，公升溫和減壓有利於脫吸操作。
亨利定律： p*=ex––––e為亨利係數，單位為壓強單位，隨溫度公升高而增大，難溶氣體
（稀溶液e很大，易溶氣體e很小。對理想溶液e為吸收質的飽和蒸氣壓。
p*=c/h–––h為溶解度係數，單位：kmol/(kn·m)，h=ρ/(ems)，隨溫度公升高
而減小，難溶氣體h很小，易溶氣體h很大。
y*=mx––––m相平衡常數，無因次，m=e/p，m值愈大，氣體溶解度愈小；
m隨溫度公升高而增加，隨壓力增加而減小。
y*=mx–––當溶液濃度很低時大多採用該式計算。
x=x/(1-x); y=y/(1-y); x,y––––摩爾分率， x,y––––摩爾比濃度
二、 傳質理論––––傳質速率
分子擴散–––憑藉流體分子無規則熱運動傳遞物質的現象。推動力為濃度差，由菲克定律描述：ja= – dab(dca)/(dz) ja––擴散通量，kmol/(m2·s) dab––擴散係數
渦流擴散–––憑藉流體質點的湍動和旋渦傳遞物質的現象。
等分子反向擴散傳質速率：氣相內 na = d(pa1–pa2)/rtz
液相內 na = d』(ca1–ca2)/z
單相擴散傳質速率： 氣相內 na = ja+nca/c=d (pa–pai)/ rtz·(p/pbm)=kg(pa–pai)
液相內 na = d』(cai–ca)/z·(c/csm)=kl(cai–ca)
其中 p/pbm >1為漂流因數，反映總體流動對傳質速率的影響。
pbm=(pb2–pb1)/ln(pb2/pb1)
一般而言，雙組分等分子反向擴散體現在精餾單元操作中，而一組分通過另一組分的單相擴散體現在吸收單元操作中。
氣相中，溫度公升高物質的擴散係數增大，壓強公升高則擴散係數降低；液相中粘度增加擴散係數降低。
在傳質理論中有代表性的三個模型分別為雙膜理論、溶質滲透理論和表面更新理論。
傳質速率方程––––傳質速率=傳質推動力/傳質阻力
n=kg(p–pi)=kl(ci–c)=ky(y-yi)=kx(xi–x)
n=kg(p–p*)=kl(c*–c)=ky(y-y*)=kx(x*–x)
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