专利摘要
本发明提供了一种轻汽油烃重组醚化催化精馏工艺及其装置。本发明提供的轻汽油烃重组醚化催化精馏工艺采用烃重组与催化蒸馏相结合的方法，让C5烯烃和C6烯烃在催化蒸馏塔的反应段的不同高度位置引入，从而达到在相同反应段区间与催化剂接触，同时将甲醇从反应段的两个不同高度引入催化蒸馏塔。本发明还提供了实现上述工艺的一种轻汽油烃重组醚化催化精馏装置。本发明提供的轻汽油烃重组醚化催化精馏工艺投资少，操作简单，能耗低，烯烃醚化转化率高。
权利要求
1.一种轻汽油烃重组醚化催化精馏工艺，该工艺包括以下步骤：
将烃类原料分离为轻组分和重组分；
将轻组分和重组分分别引入催化蒸馏塔的反应段，并使轻组分的进料位置低于重组分的进料位置；
将醇类原料分为两股分别引入催化蒸馏塔的反应段，其中一股醇进料的位置为反应段的底部，另一股醇进料的位置为所述轻组分和所述重组分进料位置之间；
所述轻组分、重组分、醇类原料在反应段与醚化催化剂接触反应，气相物质从催化蒸馏塔塔顶采出，液相物质从塔底采出；
所述轻组分为从烃类原料初馏点到切割温度的馏分，所述重组分为从切割温度到终馏点的馏分，所述切割温度为40-65℃；
所述烃类原料包括含有异戊烯和异己烯的烃混合物或催化汽油切割≤75℃的轻汽油馏分；
所述醇类原料包括甲醇和乙醇中的一种或两种的组合。
2.根据权利要求1所述的轻汽油烃重组醚化催化精馏工艺，其中，所述轻组分的进料位置为反应段的中部至底部，所述重组分的进料位置为反应段的中部至顶部；
优选地，所述轻组分的进料位置为反应段底部。
3.根据权利要求1或2所述的轻汽油烃重组醚化催化精馏工艺，其中，所述切割温度为50-55℃。
4.根据权利要求1-3任意一项所述的轻汽油烃重组醚化催化精馏工艺，其中，所述催化蒸馏塔的工艺条件为：压力为0.1MPa-0.5MPa，反应段温度为60℃-90℃，液体质量空速为0.1h-1-10h-1。
5.根据权利要求1-3任意一项所述的轻汽油烃重组醚化催化精馏工艺，其中，所述烃类原料分离包括闪蒸分离或精馏分离；优选为闪蒸分离。
6.根据权利要求1-3任意一项所述的轻汽油烃重组醚化催化精馏工艺，其中，该工艺还包括以下步骤：
将催化蒸馏塔塔顶采出的气相物质冷凝后进行分离，然后将分离得到的醇补入醇类原料，并将分离得到的其他组分与塔底采出的液相物质混合，混合产物作为醚化汽油引出界区。
7.根据权利要求1-3任意一项所述的轻汽油烃重组醚化催化精馏工艺，其中，在对所述烃类原料进行分离操作前，还包括进行预处理以脱除碱性氮的步骤。
8.一种用于权利要求1-7任意一项所述的工艺的轻汽油烃重组醚化催化精馏装置，其特征在于，该装置包括催化蒸馏塔、醇与烃的分离装置；
所述催化蒸馏塔包括底部的提馏段、中部的反应段和顶部的精馏段，在所述反应段设有轻组分进料管线、重组分进料管线、第一醇类原料进料管线和第二醇类原料进料管线，所述轻组分进料管线的位置低于所述重组分的进料管线的位置，所述第一醇类原料进料管线设于反应段的底部，所述第二醇类原料进料管线设于所述轻组分进料管线和所述重组分进料管线之间；
催化蒸馏塔顶部的气相出口管线与催化蒸馏塔的顶部冷凝器的入口连通，所述冷凝器的出口分别与塔顶回流液管线、塔顶溜出液管线连通，所述塔顶回流液管线与所述催化蒸馏塔的精馏段顶部连通，所述塔顶溜出液管线与所述醇与烃的分离装置的入口连通；
所述催化蒸馏塔的顶部设有气相出口管线，底部设有液相出口管线；
所述第一醇类原料进料管线、第二醇类原料进料管线分别与醇类原料总管线连通；
所述醇与烃的分离装置设有醇出口管线和烃出口管线，所述醇出口管线与所述醇类原料总管线连通，所述烃出口管线、催化蒸馏塔的液相出口管线分别与醚化汽油管线连通。
9.根据权利要求8所述的装置，其特征在于，该装置包括烃类原料分离器，所述烃类原料分离器的轻组分出口管线、重组分出口管线分别与所述催化蒸馏塔的轻组分进料口管线和重组分进料口管线连通；
优选地，所述烃类原料分离器为闪蒸罐或精馏塔；进一步优选为闪蒸罐。
10.根据权利要求9所述的装置，其特征在于，该装置包括预处理器，所述预处理器通过所述烃原料进口管线与所述烃类原料分离器连通。
说明书
技术领域
本发明属于油品加工领域，具体涉及一种轻汽油烃重组醚化催化精馏工艺及其装置。
背景技术
催化裂化汽油是我国商品汽油的主要调和组分。我国的催化裂化汽油烯烃含量过高，安定性差，因此需要减少烯烃含量以满足对成品汽油烯烃含量的限制。轻汽油馏分中含有丰富的叔碳烯烃，利用叔碳烯烃与低碳醇在酸性催化剂作用下发生醚化反应，即可减少汽油中烯烃含量，又能增加汽油辛烷值。烯烃与醇的醚化反应存在化学平衡的限制，需要在反应过程中不断移走产物醚，产物醚的沸点高于反应物的沸点，适合采用催化精馏方法促进反应平衡向正方向移动。此外，醚化反应放热量大，采用催化精馏方法将化学反应放热与蒸馏过程吸热相耦合，即可降低能耗，又能避免反应区过热。
有关烯烃与醇醚化的催化蒸馏技术的报道如下：
CN1348945公开了一种醚类产品生产方法，含有叔烯烃组分的轻烃与醇的醚化反应先在(预)醚化反应器中达到一定转化率后再进到催化蒸馏塔中进行反应和分离，产品醚从催化蒸馏塔底排出，而未反应的轻烃和醇从塔顶排出，进入醇回收塔。在醇回收塔顶流出的是醇与轻烃的共沸物，并循环使用，而塔釜为未反应的轻烃馏份，其中一部分轻烃馏分作为催化蒸馏塔的回流而返回，另一部分作为产品或进一步加工的原料排出。CN1634832在上述工艺的基础上，从催化蒸馏塔进料口以下位置采出一股含有醇、醚、烃的侧线混合物料，循环至预反应器入口，以提高塔釜ETBE产品纯度，同时回收利用未反应的脂肪醇。US5491267也公开了类似的侧线采出循环技术。
CN101245255、CN101245257、CN101245258和CN101245259公开了一种催化裂化吸收稳定系统集成的醚化方法，在催化裂化稳定塔内装填醚化催化剂，催化剂选自强酸性阳离子交换树脂、分子筛催化剂和杂多酸催化剂中的一种或几种。烃类醚化原料与脂肪醇混合后进入催化裂化稳定塔，在催化裂化稳定塔的反应段与醚化催化剂接触反应并进行分馏，分离所得的液化气由稳定塔的塔顶得到，在稳定塔的塔底得到含有醚类化合物的稳定汽油。
US5188725公开了一种流化催化裂化工艺与醚化反应组合方法，主要包括流化催化裂化、裂化产物的分馏和C4烯烃与甲醇的醚化三个部分，其中的醚化单元由两个流态化反应器和一个催化蒸馏塔组成，第一流化床采用沸石催化剂，第二流化床采用磺酸树脂催化剂，催化蒸馏采用US5000837公开的方法。
US5679872公开的技术中，从催化蒸馏塔进料口以下的位置引出侧线，送入醇的分离塔回收未反应的醇。通过调节侧线流速，从催化蒸馏塔的塔底获得高纯度的醚，该技术工艺操作复杂，设备投资和能耗高。US5607557公开的技术是，将从催化蒸馏塔采出的侧线物料引入一个膜分离器，分出乙醇循环利用，将剩余的烃返回催化蒸馏塔。
US5248836公开的流程是由一个固定床预反应器和一个催化蒸馏塔组成，由反应器流出的物料从催化蒸馏塔反应段下方进料，在反应区上方补充乙醇，反应段底部有液体接收装置，将收集的液体从侧线采出并送至管式反应器，塔釜采出ETBE，塔顶采出未反应的C4和乙醇的共沸物，用水洗回收醇。US6107526公开了一种醚化反应器和醚化催化蒸馏组合生产ETBE的工艺，原料经过预处理后先经过两级醚化反应器，再进入催化蒸馏塔，塔釜采出ETBE，塔顶采出醇和烃的混合物，需要水洗和蒸馏回收未反应的乙醇。
US5243102公开了一种两级催化蒸馏流程，在第一级催化蒸馏塔中主要进行C5烯烃的醚化，塔顶采出的物料分成两股，其中的一股通入一个醚化反应器，让未反应的烯烃与醇进一步反应，然后循环至催化蒸馏塔的提馏段，塔釜液与补充的甲醇一起引入第二催化蒸馏塔，第二蒸馏塔中主要进行C6烯烃的醚化，塔顶流出物料是甲醇与C6烃的混合物。
US5015782公开的方法是以C4及C4以上的异构烯烃为原料，两个串联的固定床反应器和一个催化蒸馏塔，反应器中装填中孔分子筛，塔中装填磺酸树脂。原料经过水洗、一段醚化、二段醚化，最后在催化蒸馏塔釜得到MTBE。
在多个专利中还公开了催化蒸馏塔与沸点反应器组合，或者催化蒸馏塔与固定床预反应器组合的流程，即原料中的烯烃与甲醇先进入一个反应器，在反应器中发生液相反应，反应器的流出物进料到催化蒸馏塔中，未反应的烯烃继续与醇反应，过量的甲醇和未反应的烃作为塔顶馏出液排出，而醚或醚和重烃的混合物作为塔底产品排出，所述的专利为US4336407、US5243102、US5352848、US5015783、US5399787、US5003124和US4950803。
US20060030741公开的沸点反应器与催化蒸馏塔组合技术的特点是将甲醇的加入量控制在小于化学计量比的范围，使醇反应完全，催化蒸馏塔顶不出现共沸物，塔顶流出物质含有惰性烃。这种方法需要通过监控反应区中甲醇的浓度严格控制甲醇的加料比，否则就会出现低转化率或者塔低醚化产物中甲醇含量超标，另外，过量的烯烃易发生聚合反应。
US6930206、US20040210090和WO2003104168公开了一种用于合成叔戊基甲醚(TAME)的隔壁式催化蒸馏塔，是在反应段塔节的部分高度或全部高度设置纵向间壁，在隔壁的一侧装填固体催化剂，隔壁的另一侧仅具有分离作用，精馏段与常规精馏塔相同，提馏段分为有间壁和没隔壁两种形式。C5烃原料和甲醇先在一个固定床反应器中进行初级反应，然后将接近化学平衡组成的产物引入上述的隔壁式催化蒸馏塔无装填固体催化剂的一侧进行分馏。这种反应器与隔壁式催化蒸馏塔组合工艺不适合于沸程较宽的轻汽油醚化反应，因为轻汽油的醚化需要C5和C6活性烯烃都与催化剂接触，而C6+组分的存在使C5组分从隔壁的分馏侧直接进入精馏段，而不会进入隔壁另一侧的催化剂床层，因此C5烯烃的总转化率不高。
现有技术存在两点不足之处，其一是当采用反应器与催化蒸馏塔组合的流程时反应放出的大量热不能得到有效利用，同时还容易在催化剂床层中产生热点；其二是由于C5烃与C6烃的沸点差别较大导致了其分布在催化蒸馏塔的不同高度，因此反应温度相差较大，不容易控制C5烯烃和C6烯烃同时处于催化剂最佳反应条件，因此醚化效果不好。
发明内容
为克服上述问题，本发明的目的是提供一种轻汽油烃重组醚化催化精馏工艺。该工艺能更好的满足催化剂适宜使用温度范围，而且该工艺投资少，操作简单，能耗低，烯烃醚化转化率高。
本发明的另一目的是提供一种轻汽油烃重组醚化催化精馏装置，该装置可用于上述轻汽油烃重组醚化催化精馏工艺。
为达到上述目的，本发明提供了一种轻汽油烃重组醚化催化精馏工艺，该工艺包括以下步骤：
将烃类原料分离为轻组分和重组分；
将轻组分和重组分分别引入催化蒸馏塔的反应段，并使轻组分的进料位置低于重组分的进料位置；
将醇类原料分为两股分别引入催化蒸馏塔的反应段，其中一股醇进料的位置为反应段的底部，另一股醇进料的位置为所述轻组分和所述重组分进料位置之间；
所述轻组分、重组分、醇类原料在反应段与醚化催化剂接触反应，气相物质从催化蒸馏塔塔顶采出，液相物质从塔底采出；
所述轻组分为从烃类原料初馏点到切割温度的馏分，所述重组分为从切割温度到终馏点的馏分，所述切割温度为40-65℃；
所述烃类原料包括含有异戊烯和异己烯的烃混合物或催化汽油切割≤75℃的轻汽油馏分；
所述醇类原料包括甲醇和乙醇中的一种或两种的组合。
本发明提供的轻汽油烃重组醚化催化精馏工艺采用烃重组与催化蒸馏相结合的方法，C5烯烃(主要存在于轻组分中)和C6烯烃(主要存在于重组分中)在催化蒸馏塔的反应段的不同高度位置引入，从而可以在相同高度范围与催化剂接触反应，同时将醇类原料从反应段的两个不同高度引入催化蒸馏塔中。基于上述特点，使本发明提供的工艺可达到以下效果：一是不需要在催化精馏之前设置预醚化反应器；二是可充分利用反应放热于蒸馏过程，并且C6馏分不需要经历汽化过程，大大降低了能耗；三是利用C5烃和低碳醇形成共沸物所形成的高浓度醇反应环境，使C6烯烃在醇浓度远高于化学计量比的过量醇烯比条件下进行醚化反应，提高了平衡转化率；四是减小了反应区的温度梯度，在满足催化剂活性温度的条件下避免催化剂受热磺酸基团流失。
在上述轻汽油烃重组醚化催化精馏工艺中，所述气相物质的成分包括未反应的轻烃和醇类原料形成的共沸物，所述液相物质的成分包括醚化产物和其余液态物质。
在上述轻汽油烃重组醚化催化精馏工艺中，优选地，所述轻组分的进料位置为反应段的中部至底部，所述重组分的进料位置为反应段的中部至顶部；进一步优选地，所述轻组分的进料位置为反应段底部。所述重组分的进料位置可根据实际运行的情况确定反应段中部到顶部的之间的某个位置。
在上述轻汽油烃重组醚化催化精馏工艺中，优选地，所述切割温度为50-55℃。
在上述轻汽油烃重组醚化催化精馏工艺中，优选地，所述醚化催化剂为固体酸催化剂；进一步优选为大孔磺酸树脂催化剂。
在上述轻汽油烃重组醚化催化精馏工艺中，优选地，所述催化蒸馏塔的工艺条件为：压力为0.1MPa-0.5MPa，反应段温度为60℃-90℃，液体质量空速为0.1h-1-10h-1。
在上述轻汽油烃重组醚化催化精馏工艺中，优选地，所述烃类原料分离包括闪蒸分离或精馏分离；进一步优选为闪蒸分离。闪蒸分离可简化设备，经闪蒸分离的气相组分为所述轻组分，液相组分为所述重组分。
在上述轻汽油烃重组醚化催化精馏工艺中，优选地，该工艺还包括以下步骤：将催化蒸馏塔塔顶采出的气相物质冷凝后进行分离，然后将分离得到的醇补入醇类原料，并将分离得到的其他组分与塔底采出的液相物质混合，混合产物作为醚化汽油引出界区。上述冷凝操作可以为部分冷凝也可以为全部冷凝。
在上述轻汽油烃重组醚化催化精馏工艺中，优选地，所述将塔顶采出的气相物质进行分离的操作，采用的是US5792891中的方法。
在上述轻汽油烃重组醚化催化精馏工艺中，优选地，在对所述烃类原料进行分离操作前，还包括进行预处理以脱除碱性氮的步骤。
在上述轻汽油烃重组醚化催化精馏工艺中，催化蒸馏塔塔底采出的液相物质中的一部分经再沸器气化后返回催化蒸馏塔提馏段。
本发明还提供了一种轻汽油烃重组醚化催化精馏装置，适用于上述工艺，该装置包括催化蒸馏塔、醇与烃的分离装置；
所述催化蒸馏塔包括底部的提馏段、中部的反应段和顶部的精馏段，在所述反应段设有轻组分进料管线、重组分进料管线、第一醇类原料进料管线和第二醇类原料进料管线，所述轻组分进料管线的位置低于所述重组分的进料管线的位置，所述第一醇类原料进料管线设于反应段的底部，所述第二醇类原料进料管线设于所述轻组分进料管线和所述重组分进料管线之间；
催化蒸馏塔顶部的气相出口管线与催化蒸馏塔的顶部冷凝器的入口连通，所述冷凝器的出口分别与塔顶回流液管线、塔顶溜出液管线连通，所述塔顶回流液管线与所述催化蒸馏塔的精馏段顶部连通，所述塔顶溜出液管线与所述醇与烃的分离装置的入口连通；
所述催化蒸馏塔的顶部设有气相出口管线，底部设有液相出口管线；
所述第一醇类原料进料管线、第二醇类原料进料管线分别与醇类原料总管线连通；
所述醇与烃的分离装置设有醇出口管线和烃出口管线，所述醇出口管线与所述醇类原料总管线连通，所述烃出口管线、催化蒸馏塔的液相出口管线分别与醚化汽油管线连通。
在上述轻汽油烃重组醚化催化精馏装置中，优选地，该装置包括烃类原料分离器，所述烃类原料分离器的轻组分出口管线、重组分出口管线分别与所述催化蒸馏塔的轻组分进料口管线和重组分进料口管线连通。
在上述轻汽油烃重组醚化催化精馏装置中，优选地，所述烃类原料分离器为闪蒸罐或精馏塔；进一步优选为闪蒸罐。
所述催化蒸馏塔除了包括主体部分的提馏段、反应段和精馏段外，当然地包括塔顶冷凝器和塔底再沸器，催化蒸馏塔的液相出口管线设有与所述再沸器连通的支路，所述再沸器的出口管线与所述催化蒸馏塔的提馏段连通。
烃类原料分离器为闪蒸罐时，所述闪蒸罐包括烃原料进口管线、气相出口管线和液相出口管线；所述气相出口管线与所述轻组分进料管线连通，所述液相出口管线与所述重组分进料管线。净化后的烃原料通过烃原料进口管线进入闪蒸罐。
在上述轻汽油烃重组醚化催化精馏装置中，冷凝器可以为全凝器或半凝器，优选为全凝器。
在上述轻汽油烃重组醚化催化精馏装置中，优选地，该装置还包括预处理器，所述预处理器通过所述烃原料进口管线与所述烃类原料分离器连通。
本发明提供的轻汽油烃重组醚化催化精馏工艺投资少，操作简单，能耗低，烯烃醚化转化率高。
附图说明
图1为本发明实施例1的装置示意图。
附图标号说明：
10预处理器；101轻汽油原料管线；102闪蒸罐进料管线；20闪蒸罐；103轻组分进料管线；104重组分进料管线；105甲醇总管线；106第二甲醇进料管线；107第一甲醇进料管线；30催化蒸馏塔；31精馏段；32反应段；33提馏段；34全凝器；35再沸器；201气相出口管线；202塔顶馏出液管线；203液相出口管线；40醇与烃的分离装置；204甲醇出口管线；205烃出口管线。
具体实施方式
为了对本发明的技术特征、目的和有益效果有更加清楚的理解，现对本发明的技术方案进行以下详细说明，但不能理解为对本发明的可实施范围的限定。
实施例1
本实施例提供了一种轻汽油烃重组醚化催化精馏装置(图1为本发明实施例1的装置示意图)，该装置包括以下部分：
预处理器10、闪蒸罐20、催化蒸馏塔30、醇与烃的分离装置40；催化蒸馏塔30包括全凝器34、再沸器35和主体部分的精馏段31、反应段32、提馏段33；
轻汽油原料管线101与预处理器10的入口连通，预处理器10的出口通过设于闪蒸罐中部的闪蒸罐进料管线102与闪蒸罐20的入口连通；
闪蒸罐20的顶部通过轻组分进料管线103与催化蒸馏塔的反应段32的底部连通，闪蒸罐20的底部通过重组分进料管线104与催化蒸馏塔的反应段32的中部连通；
催化蒸馏塔30的顶部通过气相出口管线201与全凝器34的入口连通，全凝器34的出口分别与塔顶回流液管线、塔顶溜出液管线202连通，塔顶回流液管线与精馏段31连通，塔顶溜出液管线202与醇与烃的分离装置40的入口连通；
甲醇总管线105分别与第一甲醇进料管线107和第二甲醇进料管线106连通；第二甲醇进料管线106与反应段32的底部连通，第一甲醇进料管线107与反应段37的中部连通，且位于轻组分进料管线103和重组分进料管线104之间；
醇与烃的分离装置40通过甲醇出口管线204与甲醇总管线105连通，醇与烃的分离装置40通过烃出口管线205与催化蒸馏塔30底部的液相出口管线203连通，液相出口管线203上设有与再沸器35入口连通的支路，再沸器35的出口管线与提馏段33连通。
实施例2
本实施例提供了一种轻汽油烃重组醚化催化精馏工艺，该工艺利用了实施例1中的轻汽油烃重组醚化催化精馏装置。
催化精馏塔30直径为50mm，精馏段31高为800mm装填不锈钢波纹丝网填料、反应段32高为1600mm装填大孔磺酸树脂催化剂构件，提馏段33高为900mm装填 不锈钢θ环填料；
本实施例提供的轻汽油烃重组醚化催化精馏工艺包括以下步骤：
轻汽油原料先经预处理器10脱除碱性氮，然后通过闪蒸罐进料管线102进入闪蒸罐20，闪蒸罐压力0.32MPa，绝热操作，切割温度为50℃，由闪蒸罐出来的气相组分通过轻组分进料管线103引入催化蒸馏塔反应段32的底部；由闪蒸罐出来的液相组分通过重组分进料管线104从催化蒸馏塔反应段32的中部引入催化蒸馏塔30；
甲醇原料由甲醇总管线105引入后分成两股，一股通过第二甲醇进料管线106引从催化蒸馏塔反应段32的中部，另一股经第一甲醇进料管线107引入催化蒸馏塔反应段32的底部；
催化蒸馏塔塔顶的气相组分通过气相出口管线201进入全凝器34完全冷凝，冷凝液中的一部分通过塔顶回流液管线回流入精馏段31，另一部分作为馏出液经塔顶馏出液管线202引入醇和烃的分离装置40，分离出的甲醇经甲醇出口管线204汇入甲醇总管线105，其它组分通过烃出口管线205与液相出口管线203中的塔底采出的液相物质混合，混合产物作为醚化汽油引出界区，部分塔底采出的液相物质通过再沸器35返回催化蒸馏塔的提馏段33。
汽油原料为沸程29-60℃的催化轻汽油，催化轻汽油与甲醇的质量比为7：1，空速为1.5h-1，催化精馏塔操作压力为0.24MPa，全凝器的回流比为3，塔顶温度为60.5℃，塔釜温度109.7℃，反应段温度范围为71-84℃，C5转化率91％，C6转化率68％，辛烷值增加2.9个单位，耗比传统工艺节省21％。
实施例3
本实施例提供了一种轻汽油烃重组醚化催化精馏工艺，该工艺使用的轻汽油烃重组醚化催化精馏装置与实施例1中的装置的区别仅在于：闪蒸罐20的底部通过重组分进料管线104与催化蒸馏塔的反应段32的顶部连通。
本实施例中的轻汽油烃重组醚化催化精馏工艺流程同实施例2中的相同，不同之处在于闪蒸罐20出来的液相组分从催化蒸馏塔的反应段32的顶部引入，以及精馏段、反应段和提馏段的相对高度和工艺条件参数变化，具体为：
催化精馏塔30直径为50mm，精馏段31高为400mm装填 不锈钢θ环填料、反应段32高为1800mm装填大孔磺酸树脂催化剂，提馏段33高为1100mm装填 不锈钢θ环填料；
汽油原料与甲醇的质量比为9：1，空速为1.0h-1，催化精馏塔操作压力为0.30MPa，回流比为5，塔顶温度为66.3℃，塔釜温度为114.5℃，反应段温度范围为74-88℃，C5转化率96％，C6转化率75％，辛烷值增加3.2个单位，能耗比传统工艺节省17％。
一种轻汽油烃重组醚化催化精馏工艺及其装置专利购买费用说明
Q：办理专利转让的流程及所需资料
A：专利权人变更需要办理著录项目变更手续，有代理机构的，变更手续应当由代理机构办理。
1：专利变更应当使用专利局统一制作的“著录项目变更申报书”提出。
2：按规定缴纳著录项目变更手续费。
3：同时提交相关证明文件原件。
4：专利权转移的，变更后的专利权人委托新专利代理机构的，应当提交变更后的全体专利申请人签字或者盖章的委托书。
Q:专利著录项目变更费用如何缴交
A：（1）直接到国家知识产权局受理大厅收费窗口缴纳,（2）通过代办处缴纳，（3）通过邮局或者银行汇款,更多缴纳方式
Q：专利转让变更，多久能出结果
A：著录项目变更请求书递交后，一般1-2个月左右就会收到通知，国家知识产权局会下达《转让手续合格通知书》。
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