下面结合附图对《用于费-托合成的气-液-固三相悬浮床反应器及其应用》的三相悬浮床F-T合成反应器及其应用进行详细的说明，但它们不以任何方式限制该发明。
该发明的三相悬浮床F-T合成反应器是根据生产规模和催化剂特性设计的浆态床反应器和其配套系统，图-1是三相悬浮床F-T合成反应器一种组装结构原理图，如图1所示该反应器和其配套系统（图22-25）包括：（1）大型F-T合成反应器本体1，（2）反应器内底部用于分布气体和防止催化剂在反应器底部沉积的气体分布器2，和防止该分布器堵塞的器外配套系统（图24、25）；（3）反应器内部设置的用于换热的下部3，和可选的上部4换热器或者必要的用于过滤区移热的辅助换热器，（4）反应器内中上部在两段换热构件之间设置的液固分离系统5，和其引出反应器后的配套稳压排液以及清洗系统（图22），（5）设置于反应器内部的用于克服由于分段内构件结构形成的器内局部循环、加大液体循环量、促进催化剂均匀分布并能耦合两段换热器负荷的导流装置6；（6）反应器内上部气体导出空间中与上部换热构件耦合的回流分离构件7，以及设置于反应器外气体流股出口处的预冷凝-雾沫分离系统（图23）。
如图-1所示的是三相悬浮床F-T合成反应器一种组装结构。在实施F-T合成反应时，按工艺设计组成的合成气（CO H2）8通过反应气体导入管进入设置在反应器底部的气体分布器2，经过该分布器的气体喷射孔形成对底部封头表面的较强冲刷，并反弹形成均匀分布于反应器整个截面的向上的以鼓泡方式的气流16，经过换热器3、4以及分离装置5等内构件的二次分布，在整个反应器气-液-固悬浮床层中形成搅拌湍流的流场，完成传质、F-T合成反应和传热，生成包括重质蜡在内的烃类产物，同时产生大量的反应热。在上部换热器4的中上部，包括未反应的合成气以及反应生成的气相产物的气体流股通过反应器中的气-液界面17处离开气-液-固悬浮床层，进入反应器上部的气相空间。并在通过上部换热器4的顶部集总管形成的挡板结构（12-13）时对雾沫夹带进行初步分离。初步分离雾沫夹带的该气流股继续向反应器出口方向流动，并在设置于反应器顶部出口附近的回流分离构件处通过该构件的侧面冷凝管束组成的环形侧面进入连通于反应器顶部出口的分离构件7，在通过该构件的环形侧面过程中，气流被冷却、形成较高沸点组分的部分冷凝，并在气流与管束的碰撞过程中夹带的液沫和冷凝产生的液体在冷却管束上形成向下流动的液膜，实现出口气流中雾沫的有效分离，分离雾沫和冷凝液体后的气体流股9经过反应器顶部出口导出反应器。在F-T合成反应过程中，除了产生上述随气体流股带出反应器外的产物外，重质产物将在反应器中积累，使液位17上升，为了稳定三相悬浮床的液位，必须将悬浮液体中的F-T产物导出反应器外，同时又不希望悬浮在三相床中的固体催化剂离开反应器；该发明在两段主换热器的设计方案中，在下部和上部换热器之间设置了多组固-液分离过滤器5，液体通过该过滤器组的多孔过滤表面被导出反应器外10，用调节过滤量实现对液位17的控制。过滤器在程序控制下可以停止过滤并进行必要的清洗，清洗流体11可以是清洁的热气体或热液体。该发明采用在两段换热器3、4和反应器顶部回流冷凝分离构件7的换热管束中通入加压循环热水12、14实现移热，在管束中所产生的蒸汽13、15引出反应器外进入蒸汽包。
根据反应器的口径，该发明的气体分布器2（图-1）可以分成一组或多组，图-2、图-3和图-4分别示出了直接导入型气体分布器的结构示意图。所述的分布器在反应器横截面上形成扇形依据反应器底部封头形成的内表面形状分布在反应器底部整个椭球或球面上，每组分布器通过多组气体导管18分别连接于其进气总管19。图-3所示的分布器由多组管件20组成，这些分布管件首先连接于其总管21（图-4），并通过多组气体导管18与进气管19连接，如图-3、图-4所示。为均匀的分配进气，在该气体分布器上分布着面向反应器底部封头内表面的、用于气体分布的开孔（气体喷射孔）22，如图-5所示。所述的气体喷射孔开孔的大小和数量由气体通过开孔的气速确定，为了确保气体分布和形成有效的对反应器底部内表面的气流冲刷以避免催化剂在反应器底部的沉积，气体通过开孔的流速一般大于25米/秒，但为了限制气体分布器引起的阻力降，该发明限制该气体流速小于100米/秒，一般取30-90米/秒，此时气体分布器的阻力降为0.03-0.25兆帕，另外该发明的气体喷射孔径优化为1.5-5.0毫米，过大的开孔容易在反应器操作波动或开停车中造成催化剂进入管件内并沉积形成局部或全部堵塞，过小的孔径会造成加工方面的复杂性。
该发明大型三相悬浮床反应器的气体分布器的另外一种设计方案是采用隔板分布型气体分布器，该气体分布器在反应器底部的连接结构及截面分布的示意图分别如图67所示，其中隔板23将反应器底部封头与上部反应床层分隔开来，利用隔板进行气体的一次分布进入在隔板上部安装的气体分布器20，上述隔板可以是合理设计的平面隔板或者按受压情况设计的一个椭球封头。对平面隔板结构，设计方案见图-6和图-7。
在本设计方案中，进入反应器入口导管19的气体向下进入反应器底部被隔板23分隔出的空间，然后通过与隔板上部的气体分布元件20连通的导管24进入气体分布器元件，通过在分布元件的侧下喷射孔进入反应器的三相反应床层。对于大型反应器，对平面隔板应进行加强处理，梁26和立柱25是用于加强隔板的重要结构部件。大型隔板在消除热应力方面采用有关机械规范设计。
关于该发明反应器的换热系统，各部分的换热器结构如图8-14所示。
如图1所示，该发明在反应器内设置的换热内件可以是一段或两段主换热器3、4，换热器的设置主要是根据反应器中进行F-T合成反应（包括水煤气变换反应）所产生的反应热效应和反应器的操作条件设计的，换热管内采用强制循环的带压沸腾水（生产蒸汽）作为换热介质，反应热以副产水蒸气的方式间接移出反应器的气-液-固悬浮床层。当采用一段主换热器时，反应区应主要限制在换热器分布的区域，并可加设小型换热构件组，起到对液-固过滤装置所占空间的温度调节的作用，或在气-液界面附近上方加设同时起气-液（固）分离作用的换热构件。
在换热元件的结构方面（参见图-8，图-9，图-10，图-11），考虑了换热器设计的基本工艺约束，包括管内流速（水 蒸汽两相）、换热管内的压力（产生饱和蒸气的压力和温度）、反应器床层温度、反应器空间被换热管所占比例的大小等。
该发明的换热器的换热管件可采用U型管或套管结构。
U型管结构（参见图-8，图-9，图-10，图-11）简化了在反应器截面上充分均匀分布换热管时带来的分配和集总管件（29，30）设计的复杂性。U型管合并后（图-8，图-10）/或分别（图-9，图-11）连接到入口分布管（对下降换热管28，可以采用单管）或出口集总管（对上升换热管27）上。集总管29，30通过过渡导管连接到与反应器外部水-蒸汽系统连通的引入（31）和引出（32）导管。在运行过程中，来自循环水泵的热水由引入导管31进入、经过过渡管件分别进入各组热水总管29、由此分布并进入换热管束28向下流动被加热和部分蒸发产生蒸汽，下流到底部后经过U型弯头进入上升管束27向上流动至蒸汽-热水集总管30、然后经过过渡管后至蒸汽-热水导出管32通向反应器的器壁接管导出到反应器外的蒸汽-热水系统。
图-10和图-11所示的上部换热器的集总管29、30被排布在反应器的同一截面上，形成该截面上小的自由空间，这种结构相当于一块塔板形成对上升的气相流股的气-液分离，而换热器构件具有造成对气体流股的冷却作用，使得气流股产生部分冷凝，增加液体的聚集，强化分离效果。另外，如上设置的换热器在反应器截面上形成均匀分布的排列（图-12），有利于反应器中上升气泡的分散，起到强化混合、传质和传热的作用。
套管结构（图-13、14）更利于换热原件在反应器界面上的均匀分布并在流体力学方面有利于实现下降管热水少产生蒸发的工艺要求（下降管产生太多蒸汽会引起系统的震动）。
套管式换热器的主要结构见图-13，其主要特征是：（1）换热元件由处在中心处的套管33和以等边三角形分布（见38）在其周围的3支上升管34组成；（2）套管中内管是下降管，内管与外管间的环隙与上升管34具有同样功能，来自套管式结构的集总管29，30的内管的热水向下流经此下降管，上升的汽液介质经过该3支上升管和33的环隙进入集总套管29，30的内外管间环隙，中心套管环隙内设置用于保证环隙间距均匀的固定在内管表面的弹性支撑结构（见35、37）；（3）集总管的内管连接来自反应器外的热水循环泵或蒸汽包的下降管，外管（环隙）连接与反应器外部的蒸汽包上升管；（4）多组上述换热元件连接在一根集总套管上形成一组换热组件，多组换热组件排列形成换热管件在反应器空间上的均匀分布（见图-14）。
关于该发明反应器的液-固过滤系统，其结构如图15-19所示。
如图1和图15所示，该发明在反应器内设置了多组液-固过滤分离构件5。每组过滤构件的集总管通过过渡管件（图-15）39、40穿过反应器壁与反应器外部设备连通。
每组过滤构件由多根过滤元件组成的过滤管束41、42、43和必要的支撑盲管47构成，过滤管分组通过过渡管件44、45集总实现上部和下部的分别连通，最终一组由48根过滤管件组成的过滤器在上部和下部分别汇总到集总管件46后引出反应器（图-15、图-16）。同样，由12根过滤管件组成的过滤器组的结构见图-17。图-18给出典型过滤组件（分别为12根过滤管和48根过滤管）的俯瞰示意图。这种结构使得过滤构件组含有的过滤管数目以3、6、12、24、48、96、152任意变化，同时实现了对每一根过滤管件从集总管角度看，该发明的结构在流体阻力分配方面严格均匀。实践证明，该发明的结构避免了过滤元件之间滤饼的架桥，非常有利于滤饼的彻底清除。对两段主换热器的设计，下部换热管束（例如图-8或图-9所示的结构）完全处在气-液-固三相反应区。上部换热器（图-1，图-10或图-11）部分处在三相区，部分处在气相区。处在气相区的设置充分考虑了反应器上部空间形成部分冷凝的环境，同时上部换热器的集总管件设计为一个在反应器截面上占有较大（70-90％）面积的排列，该排列可以采用连接于集总管件上的挡板构件，起消除离开反应区的气流股中的雾沫夹带的一级分离作用，在反应器上部的换热器分布在气相空间的面积以使气相流股在反应器的出口温度与反应床层温度差值保持在一定值（2-6℃）确定，这一温差可以在实际操作中通过调节反应器的液位高度来实现优化。换热器的换热管束形成在反应器整个换热空间中的均匀分布（图-12）。对两段换热方案，该发明的换热空间考虑了两段之间的耦合，这是通过设置在反应空间上可以强化两段换热空间的液体循环的垂直分布在反应器壁附近的导流管6（见图-1）实现的。在整个反应器中，下部换热器是最为重要的移热装置，在典型的工业化反应器中，搅拌湍流操作条件下，约55-75％的反应热是由下部换热器移出的。为此，该发明对下部换热器的换热面积进行了充分优化，目标是在反应器中布置较大的换热面积的同时，考虑上部和下部换热器的热耦合，设置在换热区的液-固相导流管6（图-1）的作用之一就是实现这种热耦合的重要措施，由于导流管6强化了液-固悬浮相的循环，使得上下部换热器的负荷差别减小，同时增加了反应器操作的弹性。上部换热器所在的空间由于需要布置液-固分离装置而使得可设置的换热面积比下部换热器小，这在结构约束方面自然实现了F-T合成反应器内部反应热在整个反应区分布的特点，而该发明强化换热耦合的设计使得本反应器在温度控制方面有非常大的灵活性，特别是在这种情况下，两段换热器移出反应热产生的蒸汽（对该发明所针对的系列F-T合成催化剂，产生蒸汽到过滤元件是各种适合在三相悬浮床F-T合成环境下并可以反吹清洗的过滤管），根据催化剂颗粒在反应运行过程中的尺度分布，要求其过滤元件的孔径小于90％以上催化剂分布的颗粒尺度，一般选择商用的孔径在10-30微米的烧结/缠绕金属丝网或粉末烧结多孔金属、多孔陶瓷作为过滤元件的过滤介质。上述过滤构件分别与器外导管连接。在反应器外每一组过滤构件的引出导管上分别连接一个手动切断阀和一个自动切断阀，手动切断阀用于特殊维护时使用，自动切断阀受特殊的过滤程序通过DCS系统进行控制，这样的设置实现了对每一组过滤构件实施单独的控制，此后各组的引出导管汇总于总管，下端引出总管与反应器外的受液罐和稳压系统连通，作为滤出蜡的通路。构件上端的总管与清洗系统连通，作为过滤构件反洗的通路，在过滤操作中可以采用衡压过滤或程序增压过滤。过滤构件定期实施清洗。
根据中间试验结果，在三相悬浮床操作条件下，过滤区需要冷却以保证温度与换热区相同，为此，上部换热器的设置使得在过滤环型区围绕的中心空间布置了换热管件。这样的结构同时起到在过滤区的气体流通和分布，保证三相流动对过滤元件的有效冲刷，提高过滤效率。同时根据中间试验的结果，这样的过滤空间在大型反应器中足够分布实际运行过滤器面积的3-5倍的过滤器组，考虑到过滤器较易损毁，设计中考虑了过滤面积适当的富裕量和在反应器结构方面实现方便维护的问题。在设计一段主换热器的情况下，过滤器区域的移热需要单独考虑小型换热器构件组依据过滤器的排布进行合理配置。
对于在一组中的过滤元件安排，根据中间试验的结果，过滤管束的管外表面的最小间距应在20-50毫米之间，过小的间距会造成过滤管之间形成滤饼架桥、难以靠反清洗和冲刷清理干净，使过滤表面部分失效，影响过滤负荷的提高；另外，在过滤元件上部连接较长的过渡管（密实-非过滤区）41（图-16，图-17），以避免由于上部集总管的遮挡引起的局部富气泡区（气含率大于70％）处在过滤表面上，引起液体排出量减少，本设计要求与上部集总管连接的过渡管41的长度大于300毫米，过滤管过滤面长度为1000-3000毫米。一组过滤器依靠上下的集总管和连接管组成的多边形结构与中心的支撑盲管47连接，形成一个刚性整体，增加了过滤器的整体刚性，实现了对过滤元件的有效保护。
上述过滤器在大型反应器中的排布可以根据反应器的尺度和过滤器的生产能力进行设计，图-19给出30组过滤器在大型反应器中的排布。在过滤器组之间的间隙可以设置辅助换热构件，用于对过滤区形成有效的温度控制。
如图1所示，该发明在反应器气-液-固三相区设置了多组液（固）导流管6，且所述的导流管件固定在反应器的壁面上，其作用是：（1）形成强化的液-固相循环，改善催化剂在反应区内的分布（增加上部反应区内催化剂的含量）；（2）实现沿反应器轴向传热耦合，增加两段换热器移热操作的弹性。
该导流管件的设计原则是：（1）合理的导流管内径确保反应器的液-固相的大量循环；（2）导流管的循环可以有效地形成催化剂在反应器轴向分布的改善；（3）导流管的轴向位置考虑两段换热器之间的有效循环；（4）导流管从下部换热器向反应器底部的绝热空间供应大量的液体以实现下部换热器对反应器入口处的移热作用。
该导流管结构见图-20。导流管的上端入口是一个扩大的受液口48，下降管是一根在反应器内部垂直的直管，下端出口是面向反应器轴心的侧孔49。导流管的口径是按照设计循环量确定的，受液口48的口径一般要求大于导流管口径1.5～5倍。一段导流管的长度应大于5000毫米，以保证较大的液-固下落量。[0138]为了解决反应器出口的雾沫夹带导致冷凝产物固含量偏高的问题，在该发明的反应器上部气相区设置了一个固定于反应器出口管下部的器内冷凝分离器7（见图1），以实现二次除沫分离。
在反应器上部气相区，当反应器换热系统为两段时，分离系统设置是将上部换热器和雾沫分离结构结合起来，在上部换热器的气相换热区形成部分冷凝并在换热器的最上端形成一块塔板，造成回流分离效应，此后气流经过一个固定于反应器的出口管50（参见图-21）下部的器内冷凝分离器7，实现二次除沫分离，其具体结构见图-21：处于反应器气相空间的气体必须通过一个由多层排布换热管52围成的桶状侧面的缝隙（见图-21），气流通过被冷却-冷凝并与换热管束52发生碰撞，达到增大液滴粒度并在换热管表面上形成下降的液膜，进而捕获雾沫、特别是催化剂细粒子的目的。捕获的液体和催化剂粒子沿换热管束下降到受液器54，经过导流管55流到二次换热器的上部（或三相空间中），在导流管下部设置一个挡流机构（可以是滑阀58），以避免上升气流短路引起分离效果的降低。可选地，可以在该冷凝器换热管束的内外设置桶状挡板59、60以强化冷凝和雾沫捕集效果。顶部冷凝分离器的冷却介质是与反应器主换热器的热水-蒸汽系统结合起来的，但热水循环泵单独配置，来自热水泵的热水经过与反应器外部连通的导管53进入到下部集箱57，热水经过换热管束52部分蒸发，形成的汽-液混合介质汇总到上部集箱56，然后由导管51导出反应器到外部的蒸汽包。该发明的塔顶冷凝分离技术与已有技术相比，采用简单结构，实现了回流分离，实践证明可以确保气体流股的一次冷凝液中固体催化剂含量降低到小于2ppm，使得F-T合成高温冷凝分离液相产物对后续加氢催化剂的污染接近彻底消除。
为将该发明的反应器有效应用于F-T合成流程，该发明的反应器还配备了如下的器外配套的关键流程系统：（1）为反应器内过滤分离器的有效运行设置的器外滤出蜡接受-和过滤稳压系统；（2）与反应器内设置的液固分离系统配套使用的、设置于反应器外的清洗系统；（3）将反应器内上部气体导出的、与上部换热构件耦合的回流分离构件，例如设置于反应器出口的换热预冷凝-分离系统等；和（4）为反应器底部的气体分布器设置的处理沉积浆液的辅助系统。
图-22示出了上述滤出蜡接受-和过滤稳压系统和过滤-清洗系统的工艺流程示意图。具体地说，在F-T合成过程中，反应器内的三相床层的液位维持在一定范围作为前提条件，设置在反应器内的多组过滤装置5按适当的程序进行液体蜡和催化剂的分离。在过滤过程中，切断阀61处于开启状态，切断阀82处于关闭状态，三相床层的固体催化剂被阻挡在反应器内，在施加在过滤原件外表面与内表面的压差作用下，F-T液体蜡和部分夹带的气体通过过滤装置进入到过滤元件的管内，该液体F-T蜡和夹带气体经过导出管和设置的切断阀（自动和手动各一个）61进入到液体蜡接受罐62，并在62中完成气-液分离，液体停留在该接受罐的下部，气体经过导管64进入气体压力缓冲罐63。液蜡接受罐62中液体F-T石蜡（初级过滤蜡）在该罐中保持一定的液位，并经过液位调节系统68减压通过管线67送到下游进一步处理。在气体压力缓冲罐63中，来自62的夹带-解吸气体进一步分离少量夹带液体后，经过精密压力控制系统69减压后进入管线65排出本单元，该气体压力缓冲罐内的积液由自动控制系统83适时排出、并并入管线67。稳压罐63压力的稳定控制是靠从外界以恒定流量66引入的合成气和压力控制系统69联合实现的。当过滤装置实施一段时间的过滤操作后，过滤器外表面积累的固体滤饼需要被清除，此时，关闭61，停止过滤，按过滤系统控制程序安排清洗。过滤装置的清洗系统主要由气体清洗和液体清洗两种方式。气体清洗系统由气体压缩机71、气体加热器72和带有加热保温功能的气体缓冲罐73等主要设备组成。来自F-T合成的干净合成气70经过71加压和72加热（与反应器温度相同）后，进入带有加热保温功能的气体缓冲罐73，该缓冲罐在压力控制系统75的控制下处在设定的清洗压力。液体清洗系统主要由热油泵78和带有加热保温功能的清洗液体计量罐84等主要设备组成。计量罐84总处在储液备用状态。补充的热油77优先采用在下游加氢以后沸点大于300℃小于380℃的F-T馏分油。计量罐与气体清洗系统的气体缓冲罐通过带有自动切断阀85的管线连接，以便在清洗时保证计量罐有足够的压力将液体压入反应器内的过滤装置。
对停止过滤的过滤器组在实施清洗时，自动阀门61关闭，自动阀门82开启；采用气体反吹清洗时，80、85关闭，开启81实施反吹清洗。采用液体清洗时，关闭81，开启80和85实施液体清洗。图-23示出了为该发明的反应器设计的器外预冷凝-分离系统。在该发明反应器顶部导出的F-T合成混合气体流股86进入主要的热交换流程之前，可选择地进入设置于反应器外的换热预冷凝-分离系统。该系统主要用于分离出口气体流股中的液-固夹带物，使下游冷凝产品不受催化剂夹带的污染。其特征在于：对三相反应器的出口气流股86利用一个小型换热器（或小型余热锅炉）87降温（5-10℃），冷凝出少部分重油，再经过一个气-液分离器89，将从反应器中夹带和冷凝下的液体分离出该气体流股，保证进入下游的气体流股90夹带液-固物不会对合成重油产品造成催化剂污染，保证从气流股冷凝下的主要合成油品的质量，为进一步加工提供基础。在正常操作过程中，89与一个小型受液罐92连通，分离出的污染重油通过开启的自动切断阀91进入该受液罐保存，自动阀93关闭。当受液罐92液位处于高限时，控制系统关闭自动切断阀91，开启切断阀94对92充压，同时开启93将受液罐中的污染重质油压入反应器，可选地，这部分重质油也可以通过管线送到下游污染重质油处理系统实施净化。小型换热器87的冷流股95、96可以是主换热流程对应的进入反应器预热前的合成气流股。设置本系统的情况下，可以取消反应器顶部的冷凝回流装置7。
为克服可能发生浆液返流并在分布器中积累的问题，该发明采取了相应的工艺措施，以清理该积累浆液，保证分布器在任何情况下不被堵塞。图-24和图-25所示的设备及流程说明了所采取的技术措施。图24和25分别是气体分布器为直接导入型和隔板分布型的情况。对于直接导入型的气体分布器，返流浆液的清理流程如图24所示：该发明在分布管集总管21的最低部设置连通管98引出反应器外后与一个受液容器97通过一个球形切断阀99连通，在正常运转时，99常开，这样，任何返到分布器中的浆液将及时导入受液容器97，保证分布器不被堵塞。在必要时，99可以使该受液容器与反应器隔离，以便清理浆液。该返流浆液可以从97通过管线101导入到催化剂还原处理单元。97中的积液情况可以由液位控制系统100调节和控制。对隔板式分布器，返流浆液的清理流程如图25所示。在此情况下是一种简化处理方式，即是将底部封头空间作为受液容器，所配置的是一套积液液位指示和控制系统；当积液达到一定水平时，通过自动控制或手动控制放出积液。
实施例1
以下为按照该发明的技术方案用小型反应器进行中间试验的结果。
所述的小型反应器具有以上所述反应器内和器外的各种功能构件，其中所述的换热装置为两个主换热器；所述的气体分布器为直接导入型；所述反应器底部的气体分布器设置的处理沉积浆液的辅助系统为上述反应器内的设计方案。
中间试验的小型反应器设计内径为349毫米，高度为34米；所使用的催化剂为实施例1所公开的低温浆态床F-T合成催化剂。最大处理合成气量为500标准立方米/小时（氢气 一氧化碳含量为98.8％），合成回路转化率为94-96％，可液化产物89千克/小时。在线过滤蜡产物催化剂含量0.5-4ppm。重质冷凝产物催化剂含量＜2ppm，轻质产物催化剂含量＜0.5ppm。
实施例2
以下为按照该发明的技术方案用中型反应器进行试验的结果。
所述的反应器具有以上所述反应器内和器外的各种功能构件，其中所述的换热装置为两个主换热器；所述的气体分布器为直接导入型；所述反应器底部的气体分布器设置的处理沉积浆液的辅助系统为上述反应器外的设计方案。
所述工业示范型的中型F-T合成反应器内径为5.3米，高度为45米。反应器内设置了该发明的上述各种功能构件。所使用的催化剂为实施例1所公开的低温浆态床F-T合成催化剂。最大处理合成气量为140000标准立方米/小时（氢气 一氧化碳含量为98.6％）。合成回路转化率94-96％，最大可液化产物产能为25吨/h，设计处理合成气量为125000标准立方米/小时（氢气 一氧化碳含量为98.6％），设计合成回路转化率94％，设计可液化产物22吨/小时。该反应器各部件采取保守设计原则，预计各项指标将达到或超过设计要求。
以上已详细描述了《用于费-托合成的气-液-固三相悬浮床反应器及其应用》的实施方案，对本领域技术人员来说很显然可以做很多改进和变化而不会背离该发明的基本精神。所有这些变化和改进都在该发明的保护范围之内。
