一、回收率与浓缩倍数
回收率 R = Qp / Qf × 100%；浓缩倍数 CF = Qf / Qc = 1 / (1 − R)。
例如产水 75 m³/h、进水 100 m³/h：R = 75%，CF = 4，浓水含盐量约为进水的 4 倍（实际略低，因为盐分也随产水带走一部分，精确值需按溶质平衡计算）。
系统回收率不是各段回收率的简单相加，而是各级串联后的总产水除以总进水。浓水回流、二级系统与浓水再利用都会改变这个数值，计算时必须按实际流程画清楚。
二、通量与膜面积
平均通量 J = Qp / A_total，单位 LMH（L/m²·h）或 GFD（gal/ft²·d）。换算：1 GFD ≈ 1.698 LMH。
算例：产水 100 m³/h、膜面积 6000 m²，J = 100000 / 6000 ≈ 16.7 LMH ≈ 9.8 GFD。
元件数量 N = A_total / A_element。400 ft² 元件约 37.2 m²，440 ft² 约 40.9 m²，365 ft² 约 33.9 m²。实际配置要取整到压力容器的整数倍（通常 6 支／管）。
三、脱盐率与产水 TDS
脱盐率 = (1 − Cp / Cf) × 100%，其中 Cp 为产水 TDS、Cf 为进水 TDS。
注意三点：
- 系统脱盐率 ≠ 元件标称脱盐率。标称值是在标准测试条件（通常 2000 mg/L NaCl、25℃、15% 回收率、指定压力）下测得，实际系统因浓水浓缩与串联，系统脱盐率通常略低于单支标称值。
- 产水 TDS 应按流量加权。多段系统中各段产水水质不同，混合后的总产水 TDS 才是交付指标。
- 温度升高，脱盐率下降。水温每升高 1℃，盐透过率约上升 3%，而水通量也上升，两者叠加后产水 TDS 明显变差。
四、渗透压与净驱动压力
渗透压经验式：π ≈ 0.7 × TDS(mg/L) / 1000（bar，天然水近似）；NaCl 纯溶液理论值约 0.85 bar／1000 mg/L（25℃）。精确计算需按离子活度求和，工程上可用厂商软件的离子模型。
净驱动压力：NDP = P_feed − ΔP_stage/2 − P_permeate − π_avg。
其中 π_avg 是膜面浓水侧与产水侧渗透压差的平均值，工程近似取“进水与浓水渗透压的算术平均减去产水渗透压”。回收率越高，π_avg 越大，所需进水压力上升得比想象中快——这是高回收率系统能耗陡增的主因。
五、高压泵功率与吨水能耗
P(kW) = Qf(m³/h) × ΔP(bar) / (36 × η)，η 为泵效率（通常 0.75~0.85）。
算例：进水 100 m³/h、泵扬程 15 bar、效率 0.8 → P = 100 × 15 / (36 × 0.8) ≈ 52 kW。吨水能耗 = 52 / 75 ≈ 0.69 kWh/m³（产水）。
海水系统因压力达 55~65 bar，吨水能耗通常在 3~4 kWh/m³，配能量回收装置后可降到 2.5~3 kWh/m³ 量级。苦咸水系统通常 0.5~1.0 kWh/m³。
六、温度与老化修正
温度修正系数（TCF）由厂商给出，通常以 25℃ 为基准。经验上水温每下降 1℃，水通量下降约 3%，即 10℃ 时通量约为 25℃ 的 60%。设计时必须用当地最低月均水温校核产水量，而不是用年均值。
老化裕量：膜运行 3 年后通量通常下降 10%~20%（取决于清洗与污染），高压泵选型应预留 10%~15% 扬程裕量，或按“末期工况”校核。
七、一个完整算例
条件：进水 TDS 1000 mg/L、温度 25℃、产水 100 m³/h、回收率 75%、选用 400 ft² 苦咸水膜（37.2 m²／支）。
- 进水流量 Qf = 100 / 0.75 ≈ 133.3 m³/h；浓水 Qc ≈ 33.3 m³/h；CF = 4。
- 按 17 LMH 设计通量，A_total = 100000 / 17 ≈ 5882 m²，N = 5882 / 37.2 ≈ 158 支，取 6 支／管 × 27 管 = 162 支（按 2:1 排列为 18 管＋9 管）。
- 浓水 TDS 约 1000 × 4 × 0.97 ≈ 3880 mg/L（考虑溶质平衡略低于 4 倍）。
- 平均渗透压约 (1000 + 3880)/2 × 0.7/1000 ≈ 1.7 bar，产水侧忽略。
- 考虑段压降与背压，进水压力约需 8~10 bar（具体由膜的通量—压力特性决定）。
- 泵功率 ≈ 133.3 × 9 / (36 × 0.8) ≈ 42 kW，吨水能耗 ≈ 0.42 kWh/m³。
这个算例只用来说明量级与顺序。真实设计需要逐段求解每支元件的通量、浓度与压降，手工计算无法完成——这也是设计软件存在的意义。