专利摘要

一种重整生成油的降苯方法，包括将重整生成油通入重整装置的脱戊烷塔，在脱戊烷塔上部分离出富苯馏分，使其进入降苯反应器与烷基化剂或多烷基苯馏分反应，反应产物返回脱戊烷塔的中部。利用重整装置的脱戊烷塔分离重整生成油中的富苯馏分和降苯反应后的产物，将降苯反应与重整工艺的脱戊烷塔相结合，实现能量的综合利用，为汽油降苯提供了一种低能耗的简单可行的方法。

说明书

技术领域

本发明为一种降低烃类中苯含量的方法，具体地说，是一种降低重整生成油中苯含量的方法。

背景技术

随着环保意识的不断提高以及汽车尾气污染的日益严重，环保法规对汽车尾气排放的限制也日趋严格。由于苯是致癌物质，燃烧不好会使尾气排放物中苯含量增加，危害公众健康，所以世界各国对汽油中苯含量的要求较为严格，对其含量的限制值有进一步降低的趋势。目前，国IV车用汽油标准对苯含量的限制为不大于1.0体积％。随着美国加州实行更为苛刻的车用汽油苯含量不大于0.62体积％的标准，我国也有可能实施更为苛刻的汽油苯含量标准。在西方发达国家，重整汽油的苯含量为0.2～8体积％，对整个汽油池中苯含量的贡献为75～80％；虽然我国重整的规模相对较小，且以芳烃型重整为主，但重整油苯含量超标仍是重整油进入汽油池的瓶颈。一方面随着我国重整工艺规模的不断扩大，重整油进入汽油池的比例逐渐增大，重整油苯含量超标问题必然会越来越严重；另一方面，化工市场周期性也要求开发降低重整油苯含量的技术，当纯苯价格较低时，苯能够进入市场需求巨大且稳定的高辛烷值汽油市场作为商品汽油出售。

降低重整油苯含量的方法有三种：①选择合适的重整原料和操作方案，②脱除重整原料的苯及苯前躯体，③脱除重整生成油中的苯。

选择合适的重整原料及重整操作方案能降低重整生成油的苯含量，但往往受到原料来源，炼厂统一规划等因素的影响，调整幅度有限，不能满足重整油苯含量降低的要求。

脱除重整原料的苯及苯前躯体是目前炼厂可选择的低投资降低重整油苯含量的方法。在原料进入重整装置前，将原料中的C₆组分苯及苯的前躯体通过蒸馏的方法脱除，以实现降低产物重整油苯含量的目的。但不能避免重整过程中苯的生成，因而重整油苯含量降低幅度有限，而且切割出的低辛烷值高苯含量的C₆馏分仍需要进一步处理，方能进入汽油池。

脱除重整生成油中的苯有两大类方法。一种是物理分离的方法，如吸附，蒸馏，另一种是化学转化法。吸附法利用特定的吸附剂选择性吸附汽油中的苯，其缺点是损失汽油收率，同时损失高辛烷值组分，苯与其他芳烃、烯烃竞争吸附严重，而且吸附剂吸附容量有限。重整生成油蒸馏切割出富苯馏分，低苯馏分进汽油池是目前我国最为主要的降低重整油苯含量的方法。虽然该方法能方便快捷的降低重整油苯含量，但由于蒸馏方法的局限性，低苯馏分苯含量降低幅度有限。目前，脱苯油苯含量控制在2.0体积％以下，方能满足调和后汽油苯含量在1.0体积％以下的要求。

化学转化法脱除重整生成油中的苯含量因其脱苯灵活性高，降苯幅度大受到广泛关注。主要有加氢饱和脱苯和烷基化脱苯两种方法。

USP7175754公开了一种生产低苯含量汽油的方法，将汽油中的苯加氢饱和为环己烷，此法虽然可以显著降低汽油中的苯含量，但氢耗高、有辛烷值损失且工艺复杂，脱苯后的低辛烷值油品仍需进一步处理方能进入汽油池。

烷基化脱苯技术利用外来的轻烯烃资源与重整生成油中的苯发生烷基化反应生成烷基苯实现降低重整油苯含量的目的。烷基化脱苯因其具有较高的苯转化率、油品辛烷值增加、无氢耗等特点受到广泛关注。US4827069公开了一种在湍流流化床中使轻烯烃和催化重整生成油反应提升其品质的方法，将C₄以下的轻烯烃与重整生成油反应，将烯烃转化成C₅⁺烃，同时将C₆～C₈的芳烃转化成C₇～C₁₁的芳烃。

USP7476774公开一种液相芳烃烷基化方法，使用MWW型沸石，如MCM-22为催化剂，使炼厂轻烯烃和重整生成油进行烷基化反应，以降低重整生成油的苯含量。

虽然烷基化降苯技术有着诸多优点，但因其在较低苯/烯分子比的条件下进行，不可避免地生成多烷基苯，从而使得产物干点升高超出汽油流程。

US2010/0044273A1公开了一种通过烷基转移反应降低重整生成油苯含量的方法，将全馏分重整生成油分割成至少三种馏分，一种含苯的轻馏分，一种含C₇～C₉单烷基芳烃的中间馏分、一种含C₁₀⁺重质芳烃的馏分，将轻馏分与重质芳烃接触，使其中的苯与C₁₀⁺中的多烷基芳烃发生烷基转移反应形成单烷基芳烃。

发明内容

本发明的目的是提供一种重整生成油的降苯方法，该法利用重整反应装置的脱戊烷塔将富苯馏分馏出进行烷基化和/或烷基转移反应降苯，可有效降低重整生成油的苯含量。

本发明提供的利用烷基化和烷基转移反应降低重整油中苯含量的方法，包括将重整生成油通入重整装置的脱戊烷塔，在脱戊烷塔上部分离出富苯馏分，使其进入降苯反应器与烷基化剂或多烷基苯馏分反应，反应产物返回脱戊烷塔的中部。

本发明方法利用重整装置的脱戊烷塔分离重整生成油中的富苯馏分和降苯反应后的产物，将降苯反应与重整工艺的脱戊烷塔相结合，实现能量的综合利用，为汽油降苯提供了一种低能耗的简单可行的方法。

附图说明

图1为本发明方法设置一个降苯反应器的流程示意图。

图2为本发明方法设置一个烷基化反应器和一个烷基转移反应器的流程示意图。

具体实施方式

本发明方法利用重整装置的脱戊烷塔分离重整生成油中的富苯馏分，将其进行降苯反应后，反应产物不经分离直接进入脱戊烷塔，将C₅烃从组分中分离，得到苯含量降低的重整生成油。本发明将降苯反应与重整装置相结合，充分利用现有的重整装置对重整生成油进行降苯，降苯后的重整生成油无辛烷值损失，无汽油收率损失。

本发明从催化重整装置的脱戊烷塔的上部，优选在60～95％塔高处设侧线出料口，自侧线出料口抽出液相重整生成油的富苯馏分，将其送入降苯反应器，与烷基化剂或多烷基苯进行烷基化或烷基转移反应，将富苯馏分中的苯转化为高辛烷值的烷基苯，反应后产物直接返回催化重整脱戊烷塔的中部，由脱戊烷塔下方的塔板进行分离，未反应的苯在脱戊烷塔重新富集，由上层塔板富苯馏分出口重新进入降苯反应器，烷基苯则由脱戊烷塔的底部排出。

本发明优选将脱戊烷塔上部分离出的富苯馏分分成两部分，一部分与烷基化剂进入降苯反应器进行烷基化反应，另一部分与多烷基苯馏分进入烷基转移反应器，从降苯反应器底部排出的烷基化反应产物与烷基转移反应器底部排出的烷基转移反应产物均返回脱戊烷塔中部。

所述的烷基化反应产物与烷基转移反应产物优选由同一管线返回脱戊烷塔的中部，也可由不同管线各自返回脱戊烷塔的中部。

本发明方法中脱戊烷塔顶温度为40～60℃、塔底温度为160～190℃、塔压力为1.0～2.5MPa，脱戊烷塔顶温度优选50～60℃、塔底温度优选170～190℃、塔压力优选1.0～2.0MPa。脱戊烷塔上部分离出富苯馏分的出口温度为60～85℃、优选65～80℃，馏出的富苯馏分的苯含量为20～50体积％。烷基化反应产物和/或烷基转移反应产物优选从脱戊烷塔中部温度为90～130℃的入口进入。

本发明方法中，用于烷基转移反应的多烷基苯馏分中的多烷基苯的烷基优选为C₂～C₄的烷基，多烷基苯馏分中多烷基苯的含量为15～40质量％、优选25～40质量％。

所述的多烷基苯馏分可由脱戊烷塔外引入，包括乙苯工艺中的副产物多乙苯和异丙苯工艺中的副产物多异丙苯，也可以是重整油烷基化反应后切割出的大于160℃馏分。此种情况适用于本发明中设置的一个降苯反应器进行烷基转移反应的情况。

在本发明中，若将富苯馏分分成两部分，一部分用于烷基化反应，一部分用于烷基转移反应的情况，用于烷基转移反应的多烷基苯馏分可来自脱戊烷塔外，也可由脱戊烷塔下部抽出进入烷基转移反应器。脱戊烷塔下部抽出多烷基苯馏分的出口温度为150～175℃、优选155～170℃。

所述的烷基化剂为C₂～C₄的烯烃，优选乙烯、丙烯或丁烯，也可以是含上述烯烃的烃类物流，如干气，液化气等。

本发明中，富苯馏分与烷基化剂反应的温度优选100～300℃，压力优选0.1～6.0MPa，苯与烷基化剂的分子比为1～8、优选3～6。烷基化剂的进料质量空速为0.5～50h^-1、优选1.0～10h^-1。

富苯馏分与多烷基苯馏分进行烷基转移反应的温度为120～350℃、优选150～300℃，压力为0.1～6.0MPa、优选1.0～4.0MPa。烷基转移反应中，富苯馏分中的苯与多烷基苯馏分中的多烷基苯的分子比为0.6～7.5、优选0.6～5.0。

本发明所述的多烷基苯是指具有超过两个以上取代基的烷基苯，如二烷基苯、三烷基苯。对于乙烯为烷基化剂的烷基化反应，多烷基苯主要为二乙苯、三乙苯；对于丙烯为烷基化剂的烷基化反应，多烷基苯主要为二异丙苯、三异丙苯。

本发明中，所述的烷基化催化剂和烷基转移催化剂选自酸性沸石分子筛或杂多酸，所述的酸性沸石分子筛优选MFI、FAU、MOR、MWW、MTW、TON、MTT、MEL、FER、EON、BEA、AFI、MAZ、IWW和NES结构沸石中的一种或几种。

所述的烷基化催化剂优选β、ZSM-5、MCM-22、丝光沸石、ITQ-2、MCM-36、MCM-49、MCM-56沸石或杂多酸，所用ZSM-5沸石的氧化硅/氧化铝摩尔比为30～80。所述的烷基转移催化剂优选Y、β、USY、MCM-22、MCM-36、MCM-49或MCM-56沸石。MCM-22沸石的氧化硅/氧化铝摩尔比为20～50。

所述的沸石分子筛既可以直接使用，也可以与粘结剂混合后使用，粘结剂优选二氧化硅或氧化铝。

所述的杂多酸优选磷钨酸、硅钨酸、磷钼酸、硅钼酸、锗钨酸、锗钼酸和它们的盐类中的一种或几种。为充分发挥杂多酸的催化活性和便于回收催化剂，通常将杂多酸负载后使用。常用的载体有硅胶、活性炭、碳化树脂、沸石、氧化铝、过渡金属元素氧化物、各种天然或人工合成的硅铝氧化物。杂多酸的负载方法很多，如浸渍法、吸附法、离子交换法、溶胶-凝胶法、共沉淀法等，常用的为浸渍法和吸附法。本发明的杂多酸可用市售商品或按传统的酸化乙醚萃取方法制备。杂多酸正盐、杂多酸酸式盐的制备方法可采用已有技术制备：将化学计量的杂多酸水溶液和金属的碳酸盐或氢氧化物水溶液混合，在常温、常压下充分搅拌一段时间后，将水蒸干，即得杂多酸正盐或酸式盐。

下面结合附图说明本发明。

图1为本发明提供的与催化重整脱戊烷塔集成的设置一个降苯反应器的侧线降苯流程示意图。重整生成油由管线1进入催化重整装置脱戊烷塔7(稳定塔)进行分馏，富苯馏分由脱戊烷塔7上部的侧线出料口抽出，通过管线4与来自管线5的烷基化剂或多烷基苯馏分混合后进入降苯反应器8进行烷基化或烷基转移反应，富苯馏分经过烷基化或烷基转移反应降苯后，反应产物不经分离直接由管线6进入脱戊烷塔7的中部再进行分馏。脱戊烷塔塔顶轻组分由管线3排出，降苯后的重整生成油由塔底管线2排出。

图2为本发明提供的与催化重整脱戊烷塔集成的设置一个烷基化反应器和一个烷基转移反应器的侧线降苯流程示意图。重整生成油由管线1进入催化重整装置脱戊烷塔7(稳定塔)进行分馏，富苯馏分由脱戊烷塔7上部的侧线出料口抽出进入管线4分为两路，一路与来自管线5的烷基化剂混合后，进入烷基化反应器8进行烷基化反应，另一路与来自管线10和/或管线11的多烷基苯馏分混合进入烷基转移反应器9进行烷基转移反应，所述的多烷基苯馏分可来自脱戊烷塔外，由管线10输入，也可为由管线11抽出的来自脱戊烷塔下部的烷基化反应重组分。烷基化反应器8底部排出的烷基化产物和烷基转移反应器9底部排出的烷基转移产物，不经分离直接由管线6进入脱戊烷塔7的中部进行分馏。脱戊烷塔塔顶轻组分由管线3排出，降苯后的重整生成油由塔底管线2排出。

下面通过实例进一步说明本发明，但本发明并不限于此。

实例中所用的烷基化和烷基转移反应器均为固定床反应器，以小型精馏塔模拟催化重整脱戊烷塔，高度2.0m，装填拉西环填料。进料量由电子称计量，进料由柱塞泵完成。反应产物经冷凝器在分离罐中收集，并测定产物的苯含量(体积百分含量)。其中重整生成油的苯含量为6.8体积％。多乙苯物料的质量组成为：丁苯8.2质量％、二乙苯76.5质量％、三乙苯3.8质量％，其他烷基苯(C₇～C₁₂的烷基苯)11.5质量％。多烷基苯亦可取自重整油C₉⁺馏分，或脱戊烷塔下端出口的多烷基苯馏分。催化剂装填量为3.0g。

实例1

以下实例按图1的流程进行烷基化降苯。

烷基化催化剂为工业用乙苯烷基化催化剂，建长公司生产，牌号为AEB-2，其中含60质量％的Hβ分子筛，40质量％的氧化铝。

精馏塔操作条件为：塔顶温度60℃、塔底温度170℃、塔压力1.5MPa、塔顶回流比为6，精馏塔进料量250g/h。富苯馏分自精馏塔塔高80％处的出料口出料，出口温度75℃，馏出的富苯馏分苯含量为23.3体积％。将富苯馏分与乙烯混合后进入装填AEB-2的固定床反应器，控制苯/乙烯分子比3∶1，烷基化反应温度为180℃、压力为3.0MPa、乙烯进料质量空速为1.0h^-1。反应过程中乙烯完全转化，其反应产物不经分离，直接由蒸馏塔塔高50％处，温度为120℃的侧线进入精馏塔内分离，精馏塔顶得到C₅轻组分，塔底得到苯含量为0.7质量％的低苯含量重整油。

实例2

烷基化催化剂为ZSM-5分子筛，氧化硅/氧化铝摩尔比为50，长岭催化剂厂生产。

精馏塔操作条件为：塔顶温度60℃、塔底温度170℃、塔压力1.5MPa、塔顶回流比为6，精馏塔进料量250g/h。富苯馏分自精馏塔塔高80％处的出料口出料，出口温度75℃，馏出的富苯馏分苯含量为23.3体积％。将富苯馏分与丙烯混合后进入装填ZSM-5分子筛的固定床反应器，控制苯/丙烯分子比3∶1，烷基化反应温度为160℃、反应压力为3.0MPa、丙烯进料质量空速为1.0h^-1。反应过程中丙烯完全转化，其反应产物不经分离，直接由精馏塔塔高50％处，温度为120℃的侧线进入精馏塔内分离，精馏塔顶得到C₅轻组分，塔底得到苯含量为1.1体积％的低苯含量重整油。

实例3

烷基化催化剂为MCM-22分子筛，氧化硅/氧化铝摩尔比为30，根据文献A.Corma，C.Corell，J.Pérez-Pariente，Zeolites 15(1995)2合成。

精馏塔操作条件为：塔顶温度60℃、塔底温度170℃、塔压力1.5MPa、塔顶回流比为6，精馏塔进料量250g/h。富苯馏分自精馏塔塔高80％处的出料口出料，出口温度75℃，馏出的富苯馏分苯含量为23.3体积％。富苯馏分与丙烯混合后进入装填MCM-22分子筛的固定床反应器。控制苯/丙烯分子比3∶1，烷基化反应温度为180℃、反应压力为3.0MPa、丙烯进料质量空速为0.5h^-1。反应过程中丙烯完全转化，其反应产物不经分离，直接由精馏塔塔高50％处，温度为120℃的侧线进入精馏塔内分离，精馏塔顶得到C₅轻组分，塔底得到苯含量为0.6体积％的低苯含量重整油。

实例4

以下实例按图1的流程进行烷基转移降苯。

烷基转移催化剂为工业用烷基转移催化剂，建长公司生产，牌号为AEB-1，其中含70质量％HY分子筛，氧化硅/氧化铝摩尔比为5.0，30质量％的氧化铝。

精馏塔操作条件为：塔顶温度60、塔底温度170℃、塔压力1.5MPa、塔顶回流比为6，精馏塔进料量250g/h。富苯馏分自精馏塔塔高80％处的出料口出料，出口温度75℃，馏出的富苯馏分苯含量为23.3体积％。富苯馏分与多乙苯物料混合后进入装填AEB-1的固定床反应器。控制苯与多乙苯的分子比为1∶1，烷基转移反应温度为180℃、反应压力为3.0MPa、多乙苯物料进料质量空速为3.0h^-1。反应产物不经分离，直接由精馏塔塔高50％处，温度为120℃的侧线进入精馏塔内分离，精馏塔顶得到C₅轻组分，塔底得到苯含量为2.3体积％的低苯含量重整油。

实例5

按实例4的方法进行烷基转移降苯，不同的是精馏塔操作条件为：塔顶温度50℃、塔底温度170℃、塔压力1.8MPa、塔顶回流比为8，精馏塔进料量250g/h。富苯馏分自精馏塔塔高80％处的出料口出料，出口温度75℃，馏出的富苯馏分苯含量为27.3体积％。富苯馏分与多乙苯物料混合后进入装填AEB-1的固定床反应器。控制苯与多乙苯分子比1∶1.5，烷基转移反应温度为200℃，反应压力为3.5MPa、多乙苯物料进料质量空速为3.0h^-1。反应产物不经分离，直接由蒸馏塔塔高50％处，温度为11 5℃的侧线进入精馏塔内分离，精馏塔顶得到C₅轻组分，塔底得到苯含量为1.4体积％的低苯含量重整油。

实例6

以下实例按图2的流程进行降苯，关闭管线11，开启管线10，使用来自脱戊烷塔外的多乙苯进行烷基转移反应。

烷基化催化剂为MCM-22分子筛，氧化硅/氧化铝摩尔比为30，烷基转移催化剂为建长公司生产的工业用烷基转移催化剂，其牌号为AEB-1。

精馏塔操作条件为：塔顶温度60℃、塔底温度170℃、塔压力1.5MPa、塔顶回流比为6，精馏塔进料量250g/h。富苯馏分自精馏塔塔高80％处的出料口出料，出口温度75℃，馏出的富苯馏分苯含量为23.3体积％。将富苯馏分分成两部分，一部分与丙烯混合后进入装填MCM-22分子筛的烷基化反应器，另一部分与多乙苯物料混合后进入装填AEB-1的烷基转移固定床反应器。控制烷基化反应的苯/乙烯的分子比为3∶1、温度为180℃、压力为3.0MPa、丙烯进料质量空速为0.5h^-1。烷基转移反应苯与多乙苯的分子比1∶1、温度为200℃、压力为3.0MPa、多乙苯物料的质量空速为3.0h^-1。反应产物不经分离，直接由蒸馏塔塔高50％处，温度为120℃的侧线进入精馏塔内分离，精馏塔顶得到C₅轻组分，塔底得到苯含量为0.6体积％的低苯含量重整油，其干点低于180℃。

实例7

按实例6的方法对重整生成油进行降苯，不同的是使用的烷基化催化剂为USY分子筛(建长公司生产，牌号为AEB-6，氧化硅/氧化铝摩尔比为25)。烷基化反应以乙烯为烷基化剂，控制烷基化反应的苯/乙烯分子比为3∶1、温度为200℃、压力为3.0MPa、乙烯进料质量空速为0.5h^-1。控制烷基转移反应苯与多乙苯的分子比为1.5∶1、温度为220℃、压力为3.0MPa、多乙苯物料的质量空速为3.0h^-1。反应产物不经分离，直接由蒸馏塔塔高50％处，温度为120℃的侧线进入精馏塔内分离，精馏塔顶得到C₅轻组分，塔底得到苯含量为0.8体积％的低苯含量重整油，其干点低于175℃。

实例8

按实例6的方法对重整生成油进行降苯，不同的是烷基化催化剂为USY分子筛(生产牌号AEB-6)。控制烷基化反应的苯/丙烯分子比为3∶1、温度为200℃、压力为3.0MPa、乙烯进料质量空速为1.0h^-1。烷基转移反应所用的多烷基苯物料为重整油C₉⁺馏分，其中多烷基苯含量为15质量％，控制烷基转移反应苯与多烷基苯的分子比1∶1.5、温度为220℃、压力为3.5MPa、C₉⁺馏分进料质量空速为10h^-1。反应产物不经分离，直接由蒸馏塔塔高50％处，温度为120℃的侧线进入精馏塔内分离，精馏塔顶得到C₅轻组分，塔底得到苯含量为1.2体积％的低苯含量重整油，其干点低于185℃。

实例9

以下实例按图2的流程进行降苯，关闭管线10，开启管线11，使用来自脱戊烷塔下部的多烷基苯馏分进行烷基转移反应。

烷基化催化剂为实例3中MCM-22分子筛，烷基转移催化剂为USY分子筛(牌号AEB-6)。

精馏塔操作条件为：塔顶温度60℃、塔底温度170℃、塔压力1.5MPa、塔顶回流比为6，精馏塔进料量250g/h。富苯馏分自蒸馏塔塔高80％处的出料口出料，出口温度75℃，馏出的富苯馏分苯含量为23.3体积％。将富苯馏分分成两部分，一部分与丙烯混合后进入装填MCM-22分子筛的烷基化反应器，其流量为25g/h，另一部分与来自脱戊烷塔下部出口温度为160℃馏出的多异丙苯馏分混合后进入装填工业牌号为AEB-6的烷基转移固定床反应器，所述多异丙苯馏分中多异丙苯的含量为23.2质量％。控制烷基化反应的苯/丙烯的分子比为3∶1、温度为180℃、压力为3.0MPa、丙烯进料质量空速为0.5h^-1。烷基转移反应苯与多异丙苯的分子比1∶1、温度为200℃、压力为3.0MPa、多异丙苯馏分的质量空速为12h^-1。反应产物不经分离，直接由蒸馏塔塔高50％处，温度为120℃的侧线进入精馏塔内分离，精馏塔顶得到C₅轻组分，塔底得到苯含量为0.82体积％的低苯含量重整油，其干点低于185℃。

实例10

按实例9的方法对重整生成油进行降苯，不同的是所用的烷基化剂为乙烯，烷基化反应温度为200℃，并将来自脱戊烷塔下部出口温度为160℃馏出的多乙苯馏分用于烷基转移反应，多乙苯馏分中多乙苯的含量为26.3质量％。反应产物不经分离，直接由蒸馏塔塔高50％处，温度为120℃的侧线进入精馏塔内分离，精馏塔顶得到C₅轻组分，塔底得到苯含量为0.85体积％的低苯含量重整油，其干点低于170℃。

一种重整生成油的降苯方法专利购买费用说明

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》。