专利摘要

一种生产丙烯和轻芳烃的催化转化方法，烃类原料与催化裂化催化剂在复合反应器中接触在催化裂化条件下反应，分离反应产物和待生催化剂，分离出的待生催化剂经汽提、烧焦再生后循环使用，分离出的反应产物经分馏得到低碳烯烃、富含轻芳烃汽油等产品，并进一步分离得到轻芳烃；所述的复合反应器包括提升管反应器与流化床反应器，提升管反应器的出口连通流化床反应器的下部，汽提器位于流化床反应器的下方，汽提器上部与流化床反应器的底部连通，而且流化床反应器的出口与沉降器内的气固分离设备的入口通过输送通路连通，沉降器的催化剂出口连通流化床反应器下部。本发明提供的方法丙烯和轻芳烃产率高。

权利要求

1.一种生产丙烯和轻芳烃的催化转化方法，包括：

在催化转化装置的反应器中，烃类原料与含改性β沸石的催化剂接触在催化裂化条件下反应，分离反应产物和待生催化剂，分离出的待生催化剂经汽提、烧焦再生后循环使用，分离出的反应产物经分馏得到低碳烯烃、富含轻芳烃的汽油、柴油、重油及其它低分子饱和烃类，富含轻芳烃的汽油经进一步加氢精制和溶剂抽提后得到轻芳烃；其特征在于所述的催化转化装置包括复合反应器、沉降器、汽提器和催化剂再生器，所述的复合反应器由提升管反应器与流化床反应器构成，其中，提升管反应器的出口和流化床反应器的下部连通，汽提器位于流化床反应器的下方，并且汽提器上部与流化床反应器的底部直接连通，流化床反应器的出口与沉降器内的气固分离设备的入口通过输送通路连通，沉降器的催化剂出口与流化床反应器下部的通过催化剂输送通路连通。

2.按照权利要求1的催化转化方法，其特征在于催化转化装置中，所述的流化床反应器出口通过缩径的输送通路和沉降器内的气固分离设备的入口连通。

3.按照权利要求2的催化转化方法，其特征在于所述流化床反应器出口的缩径输送通路的直径为流化床反应器的直径的20-70％。

4.按照权利要求1的催化转化方法，其特征在于催化转化装置中，所述的沉降器、流化床反应器和汽提器同轴，所述的沉降器位于流化床反应器的正上方，所述的汽提器位于流化床反应器的正下方。

5.按照权利要求1、2或3的催化转化方法，其特征在于催化转化装置中，所述的复合反应器包括至少两个提升管反应器，其中重油裂化提升管反应器穿过汽提器的内部而与流化床反应器底部相通，至少一个辅助裂化提升管反应器位于所述汽提器的外部。

6.按照权利要求的催化转化方法，其特征在于催化转化装置中至少一条所述输送管上安装有催化剂流量控制阀。

7.按照权利要求1的方法，其特征在于所述的烃类原料选自C₄烃类、汽油、柴油、加氢尾油、减压瓦斯油、原油、渣油、煤液化油、油砂油和页岩油中的一种或几种的混合物。

8.按照权利要求1的方法，其特征在于在所述重油提升管反应器的操作条件为：反应温度为480-620℃，反应区的绝压为0.15-0.3MPa，剂油比为5-20，所述原料的反应时间为0.1-6秒。

9.按照权利要求1的方法，其特征在于辅助裂化提升管反应器中的操作条件为：反应温度为520-680℃，反应区的绝压为0.15-0.3MPa，剂油比为10-50，所述原料的反应时间为0.05-4秒。

10.按照权利要求1的方法，其特征在于所述流化床反应器中的操作条件为：反应温度为480-630℃，反应区的绝压为0.15-0.3MPa，所述原料的重时空速为0.2-30h^-1。

11.按照权利要求1的方法，其特征在于在反应的过程中向所述提升管反应器中注入稀释剂，以降低所述原料的分压，其中所述稀释剂选自水蒸汽、低碳烷烃和氮气中的一种或几种的混合物。

12.按照权利要求11的方法，其特征在于所述稀释剂为水蒸汽，并且所述水蒸汽与所述原料的重量比为0.01-2∶1。

13.按照权利要求1的方法，其特征在于以催化剂的总重量为基准，所述含改性β分子筛的催化剂含有1-60％的分子筛混合物、5-99％的耐热无机氧化物和0-70％的粘土；以所述分子筛混合物的总重量为基准，所述分子筛混合物中含有1-75％的由磷和过渡金属M改性的β分子筛、25-99％的具有MFI结构的分子筛。

14.按照权利要求13的方法，其特征在于所述具有MFI结构的分子筛为ZSM-5和/或ZRP分子筛。

说明书

技术领域

本发明涉及一种烃类的催化转化方法，更具体地说，涉及一种使烃类原料油在复合式反应器中催化裂化从而以高的产率获得丙烯和轻芳烃的方法。 

背景技术

以乙烯、丙烯为代表的低碳烯烃是最基本的化工原料，国内外多以天然气、轻质石油烃类，采用乙烯联合装置中蒸汽裂解工艺生产低碳烯烃。低碳烯烃的第二大来源是炼油厂的催化裂化(FCC)装置。常规的催化裂化工艺在生产汽油和轻柴油的同时也副产低碳烯烃，但其产率仅占原料油的15％以下。据预测，在2010-2015年间，丙烯需求将以年率4.7％速度增长，至2010年需求将近翻番。 

轻芳烃(苯、甲苯和二甲苯)广泛用于合成纤维、合成树脂、合成橡胶以及各种精细化学品。据预测，在2010-2015年间，全球苯、甲苯和二甲苯的平均需求增长率将分别达到4.4％、3-4％和5.4％，而同期中国对苯、甲苯和二甲苯的需求增长率将高达16％、8.2％和19.1％。目前，BTX主要来源于贵金属铂重整工艺和蒸汽裂解制乙烯工艺。 

目前低碳烯烃、轻芳烃生产主要以轻烃作为原料，但原料的短缺日益严重，所以开发以重油为原料而直接生产低碳烯烃和轻芳烃的技术路线已成为潮流。 

USP5,009,769中公开的烃类裂化方法采用双提升管反应器裂化不同性质的烃类原料。蜡油和渣油注入第一根提升管，在剂油比5～10、停留时间1～4秒的条件下裂化；直馏汽油、直馏中间馏分油和催化重汽油注入第二根提升管，在剂油比3～12、停留时间1～5秒的条件下裂化。两根提升管末端进入同一个沉降器中，且共用后续分馏系统。 该方法可用于生产高芳烃高辛烷值汽油及低碳烃类。 

CN1299403A中公开了一种由重质烃原料选择性生产C₂～C₄烯烃的两段催化裂化方法。该方法包括：在常规大孔沸石催化裂化催化剂存在下，在由催化裂化装置组成的第一反应段中将重质原料转化成较低沸点产物。将所生成的较低沸点产物中的石脑油馏分进入由反应区、气提区、催化剂再生区和分馏区组成的第二反应段中，在500～600℃温度下与含约10～50重％平均孔径小于约0.7纳米的沸石催化剂接触形成裂化产物，其中丙烯产率最高达16.8重％。 

以上技术虽然在增加催化裂化丙烯产率方面取得了比较明显的进步，但都主要是依靠提高催化裂化的液化气产率来提高丙烯收率，由于受催化裂化反应条件下深度裂化、异构化、芳构化和氢转移反应的限制，其增加催化裂化装置丙烯选择性和产率的局限性依然很大。 

发明内容

本发明解决的技术问题是提供一种将烃类原料更高选择性地催化转化为丙烯同时联产轻芳烃的方法。 

本发明提供的生产丙烯和轻芳烃的催化转化方法，包括： 

在催化转化装置的反应器中，烃类原料与含改性β沸石的催化剂接触在催化裂化条件下反应，分离反应产物和待生催化剂，分离出的待生催化剂经汽提、烧焦再生后循环使用，分离出的反应产物经分馏得到低碳烯烃、富含轻芳烃汽油、柴油、重油及其它低分子饱和烃类，富含轻芳烃汽油经进一步加氢精制和溶剂抽提后得到轻芳烃；所述的催化转化装置包括复合反应器、沉降器、汽提器和催化剂再生器，其中所述的复合反应器由提升管反应器与流化床反应器构成，提升管反应器的出口和流化床反应器的下部连通，汽提器位于流化床反应器的下方，并且汽提器上部与流化床反应器的底部直接连通，而且流化床反应器的出口与沉降器内的沉降器的入口通过输送通路连通，沉降器的催化剂出口与流化床反应器下部的通过催化剂输送通路连通。 

在本发明上下文中，除非有特殊的说明，术语“低碳烯烃”均指C2～C4烯烃、“轻芳烃”均指苯、甲苯、二甲苯。 

本发明提供的生产丙烯和轻芳烃的催化转化方法的有益效果为： 

与现有的烃类催化转化相比，本发明提供的方法使用的催化转化装置中，由于含有提升管反应器和流化床反应器的复合反应器的分段裂化反应，在不存在氢的情况下对原料油进行催化裂化时，可以以低的干气产率获得高的低碳烯烃产率，尤其是高的丙烯产率，同时联产轻芳烃。同时，本发明催化转化装置的工艺灵活度，催化剂利用效率高，而且能耗降低，环境负荷也降低。本发明可以同时使用多种原料油，催化裂化的工艺灵活度高，原料油适用范围广，而且还可以提高原料油向低碳烯烃特别是丙烯的综合转化率，同时联产富含轻芳烃的汽油。 

附图说明

图1为本发明提供的生产丙烯和轻芳烃的催化转化方法流程示意图；图2为对比例1中采用的催化转化装置流程示意图； 

其中：1-重油裂化提升管反应器；2-辅助提升管反应器；3-流化床反应器；4-沉降器；5-汽提器；6-催化剂再生器；11、21-再生催化剂输送管；12、22-再生催化剂流量控制阀；13、23-原料油进料喷嘴；14、24-提升管反应器出口的分布器；31-流化床反应器出口缩径段；32-流化床反应器出口稀相管；41-一级旋风分离器；42-二级旋风分离器；43-沉降器至流化床反应器的催化剂输送通路；44-催化剂流量控制阀；51-汽提器内的挡板；52-待生催化剂输送管；53-待生催化剂流量控制阀。 

具体实施方式

本发明提供的方法是这样实施的： 

催化转化装置包括复合反应器、沉降器、汽提器和催化剂再生器，其中所述的复合反应器由提升管反应器与流化床反应器构成，提升管反应器的出口和流化床反应器的下部连通，汽提器位于流化床反应器的下方，并且汽提器上部与流化床反应器的底部直接连通，而且流化床反应器的出口通过稀相管与沉降器内的分离设备的入口连通，沉降器的催化剂出口与流化床反应器下部的通过催化剂输送通路连通。 

在催化转化装置中，重质烃类原料经过预热至200-400℃后，与水蒸气一起喷入复合反应器的提升管反应器中，与来自再生器的热的再生催化剂接触反应，所述的催化剂为含改性β沸石的催化剂，反应温度为480-620℃、优选500-600℃，压力为0.15-0.3MPa、优选0.18-0.28MPa(绝压)，催化剂与烃类原料的重量比为4-30，反应时间为0.5-6s、优选1～4s。反应油气和催化剂由重油裂化提升管反应器出口进入流化床反应器底部，在流化床反应器中继续反应，反应条件为：温度为480-630℃、优选500-610℃，催化剂与原料的重量比为4-30，重时空速为0.2-30h^-1、优选0.5-20h^-1。 

本发明提供的催化转化方法中，所述的复合反应器包括流化床反应器和至少两个提升管反应器，并使提升管反应器的出口和该流化床反应器的下部连通。 

为了有效控制流化床反应器内反应温度，提高催化剂活性，本发明提供的催化转化方法优选的方案是所述的复合反应器包括至少两个提升管反应器，其中重油裂化提升管反应器穿过汽提器的内部而与流化床反应器底部相通，至少一个辅助提升管反应器位于所述汽提器的外部。再生催化剂通过再生催化剂输送管线和辅助提升管反应器输送至流化床反应器。辅助提升管反应器中，可以不引入反应原料，也可以引入轻油反应原料。 

更优选的方案是将后续分离得到的富含烯烃的C4烃类、轻汽油组分等轻烃原料通过辅助提升管反应器下部的原料喷嘴喷入辅助提升管反应器，与由来自再生催化剂输送管线的热再生催化剂接触、反 应，反应油气和催化剂由辅助提升管反应器的出口进入流化床反应器底部。辅助提升管反应器的操作条件为：温度为520-680℃、优选540-650℃，压力为0.15-0.3MPa、优选0.18-0.28MPa(绝压)，催化剂与轻烃原料的重量比为10-50，反应时间为0.05-4s、优选0.1-3s。 

重油裂化提升管反应器和辅助提升管反应器中的反应产物和催化剂进入流化床反应器，其中汽油、柴油中间馏分继续与催化剂接触进行催化裂化反应，将汽油、柴油中间馏分高选择性地转化为低碳烯烃特别是丙烯、同时联产轻芳烃。生成的富含低碳烯烃、轻芳烃的油气以及携带的催化剂流化床出口的稀相管去沉降器的气固分离设备进行气固分离，沉降分离得到的催化剂由催化剂输送管线返回流化床反应器底部，然后进入汽提器中。 

汽提器经气提的待生催化剂经待生催化剂管线引入催化剂再生器进行烧焦再生，再生器中烧焦再生恢复活性的再生催化剂经催化剂输送管引入提升管反应器底部循环使用。 

沉降器中分离出的反应油气离开反应系统，进行进一步分离，得到气体干气、液化气、轻汽油、富含轻芳烃重汽油、少量柴油和重油。气体产品通过本领域技术人员熟知的分离技术，得到丙烯等低碳烯烃。富含轻芳烃汽油经进一步加氢精制和溶剂抽提后得到轻芳烃。 

本发明提供的催化转化方法中，所述的沉降器、流化床反应器和汽提器同轴，所述的沉降器位于流化床反应器的正上方，所述的汽提器位于流化床反应器的正下方。 

本发明提供的催化转化方法中，所述的流化床反应器的出口与所述沉降器内的气固分离设备的入口通过缩径的流化床反应器出口稀相管连通，其中，缩径的稀相管的直径为流化床反应器的直径的20-70％、优选30-50％。 

本发明提供的催化转化方法中，所述的烃类原料选自C₄烃类、汽油、柴油、加氢尾油、减压瓦斯油、原油、渣油、煤液化油、油砂油和页岩油中的一种或几种的混合物。 

本发明提供的催化转化方法中，所述的复合反应器中的提升管反应器选自等直径提升管反应器、等线速提升管反应器和变直径提升管反应器中的一种或几种。所述流化床反应器选自散式流化床反应器、鼓泡床反应器、湍动床反应器、快速床反应器和密相流化床反应器中的一种或几种。 

现有技术的提升管反应器内，随着裂化反应的进行，催化剂上的积炭逐渐增加，其活性随之降低，并且催化剂的浓度也随着气体体积的增加而降低，一般而言，在提升管反应器的后半段催化剂的质量浓度只有30kg/m³左右，同时反应温度也明显下降，因而原料油在提升管内裂化后生成的汽油、柴油等中间馏分以及未裂化的原料油难以在提升管的后段发生进一步裂化而生成丙烯等低碳烯烃。 

为了提高反应后期催化剂质量浓度，以提高重质原料裂化低碳烯烃产率，本发明提供的方法，在提升管之后设置了流化床反应器，并使该流化床反应器的下部与汽提器连通，因而流化床反应器内催化剂的藏量可以通过汽提器的待生催化剂流量控制阀的开度来进行调节。提升管反应器内的气体表观流速一般在6-30m/s，流化床反应器内的气体表观流速一般在3m/s以下，因而相对于提升管反应器而言，流化床反应器内可以保持较高的催化剂浓度，一般在200kg/m³以上。 

本发明提供的催化转化方法中，所述的重质烃油原料先在重油裂化提升管反应器中发生催化裂化反应，同时装置产生或来自装置外部的富含烯烃的C4-C8轻烃在其余辅助提升管反应器中发生催化裂化，同时少量积炭的催化剂被提升至流化床反应器的底部。通过控制辅助提升管反应器中催化剂的输送量，可有效调控流化床反应器的反应温度，以及催化剂的活性。两个提升管反应器中所产生的中间产物进入所述流化床反应器而进行进一步的深度裂化。由此，本发明的催化转化装置通过设置至少三个相对独立的反应区，使原料油、富含烯烃的C4-C8轻烃和中间产品的裂化在不同的反应区内进行，从而便于对不同类型的反应条件进行单独的控制和调节，进一步增加催化裂化反应 的工艺灵活度，可以大幅度提高低碳烯烃特别是丙烯的产率，同时联产富含轻芳烃的汽油馏分。 

本发明提供的方法中，所述流化床反应器的出口通过稀相管与所述沉降器内的气固分离设备的入口实现流体连通。优选的结构是流化床反应器的出口通过缩径的稀相管与沉降器的气固分离设备的入口连通，而所述稀相管的出口端与气固分离设备的入口直接连通或敞口于气固分离设备入口附近。采用这些优选的结构可以使流化床反应器内流出的物料快速进入气固分离设备从而实现反应后的产物与待生催化剂的快速分离，并缩短油气在沉降器内的停留时间，因而有利于抑制生成丙烯在高温环境下的再转化反应，同时抑制热裂化等二次反应，达到降低干气产率的目的。 

本发明提供的方法中，使汽提器位于流化床反应器的下方，并且使汽提器与流化床反应器的底部连通。由此，向汽提器中供应的水蒸汽可以向上通过流化床反应器作为其中发生的催化裂化反应的注水蒸汽而得到二次利用，有利于降低反应的总体能耗。 

另外，由于汽提器与流化床反应器下部连通，因此，通过调节汽提器向再生器排出待生催化剂的流量控制阀，可以直接控制流化床反应器中催化剂的料面，进而控制流化床反应器内反应的重时空速，由此可以增加催化裂化反应的工艺灵活度。 

在本发明提供的催化转化方法中，为降低反应器中油气分压，在进行所述催化裂解反应的过程中可以向所述反应器中注入选自水蒸气、氮气和C1～C4烷烃、二氧化碳、一氧化碳等的稀释剂，其中，优选水蒸气，并且水蒸气与烃类原料的重量比优选为0.01～1∶1。 

本发明提供的催化转化方法中，以催化剂的总重量为基准，所述含改性β分子筛的催化剂含有1～60％的分子筛混合物、5～99％的耐热无机氧化物和0～70％的粘土。以所述分子筛混合物的总重量为基准，所述分子筛混合物中含有1％～75％的由磷和过渡金属M改性的β分子筛、25％～99％的具有MFI结构的分子筛。 

本发明提供的催化转化方法中，以催化剂总重量为基准，所述催化剂优选含有10％～50％的沸石混合物、10％～70％的耐热无机氧化物和0～60％的粘土。 

所述的改性β分子筛为由磷和过渡金属M改性的β沸石，可以采用各种方法进行制备，比如在合成β沸石的过程中引入磷和所述过渡金属M，或者在合成β沸石后采用铵交换、磷改性、所述过渡金属M改性及焙烧处理等步骤来引入磷和所述过渡金属M。所述的过渡金属M选自Fe、Co、Ni和Cu中的一种或几种，更优选为Fe和/或Cu。 

所述的具有MFI结构的沸石为具有pentasil结构的高硅沸石，优选ZSM-5和/或ZRP系列沸石。所述具有MFI结构的沸石可以采用市售品，也可以采用本领域公知的各种方法进行制备，在此不赘述。 

所述的耐热无机氧化物选自SiO₂和/或Al₂O₃；所述粘土选自高岭土和/或多水高岭土。 

本发明提供的催化转化方法中，富含轻芳烃的汽油馏分经过加氢精制后，通过溶剂抽提得到苯、甲苯、二甲苯等芳烃产品。所述汽油选择性加氢精制、抽提可以采用本领域技术人员熟知的现有技术。 

富含芳烃的汽油全馏分可以切割为轻汽油馏分和富含芳烃的重汽油馏分，切割点为70～85℃。切割后得到的轻汽油馏分和/或C4烃类可以返回辅助提升管反应器进一步裂化。富含芳烃的汽油全馏分或将切割后得到的重汽油馏分与加氢催化剂、氢气接触，在氢分压2.0-15.0MPa、反应温度200-400℃、氢油体积比100-1000v/v、体积空速0.5-5h^-1的条件下，将其中的烯烃饱和，同时脱除硫、氮等杂质，得到富含轻芳烃的精制重汽油。 

其中，所述加氢催化剂为负载在氧化铝和/或无定型硅铝上的VIB和/或VIII族非贵金属催化剂，所述VIB非贵金属选自Mo或/和W，VIII族非贵金属选自Co或/和Ni。要求该催化剂具备高选择性加氢饱和活性以及脱氮、脱硫活性。优选的加氢催化剂是由0-10重％添加剂、1-9重％的一种或一种以上第VIII族金属、12-39重％的一种或一种以 上第VIB族金属和余量氧化铝和/或无定型硅铝载体构成，其中所述添加剂选自氟、磷、钛等非金属元素和金属元素。 

加氢精制后的汽油馏分与溶剂接触，在温度80-120℃，溶剂与精制汽油之间的体积比2-6的条件下抽提，得到苯、甲苯、二甲苯。溶剂抽提的溶剂选自有环丁砜、N-甲基吡咯烷酮、二乙二醇醚、三乙二醇醚、四乙二醇、二甲基亚砜和N-甲酰基吗啉醚中一种或一种以上的混合溶剂。溶剂回收后循环使用。 

下面结合附图对本发明所提供的方法进行进一步的说明，但并不因此而限制本发明。 

图1为本发明提供的生产丙烯和轻芳烃的催化转化方法的一个优选的方案。如图1所示，所述的催化转化装置包括复合反应器、沉降器4、汽提器5和催化剂再生器6。所述的复合反应器由重油提升管反应器1、辅助提升管反应器2和流化床反应器3构成。其中，沉降器、流化床反应器、汽提器同轴排列，沉降器在流化床反应器的上部，汽提器5位于流化床反应器3的下方，并且所述汽提器5上部与流化床反应器3的底部直接连通。流化床反应器3的出口与沉降器4内的沉降器的入口通过输送通路32连通，沉降器的催化剂出口与流化床反应器3的下部通过催化剂输送通路43连通。重油提升管反应器、辅助提升管反应器的出口和流化床反应器的下部任意位置连通。 

下面的实施例将对本方法予以进一步的说明，但并不因此而限制本发明。 

实施例1-3说明采用本发明提供的催化转化方法时的效果。 

实施例1 

所使用的催化剂的商品牌号为DMMC-1，由中石化有限公司齐鲁催化剂分公司生产。使用如附图1所示的中型试验装置，其中重油提 升管反应器的内径为18毫米，高度为6米，流化床反应器内径为64毫米，高度为0.5米，辅助提升管反应器的内径为16毫米，高度为5米。流化床反应器出口稀相管的缩径比为30％。催化剂在800℃，用100％水蒸汽老化10小时，复合反应器中催化剂的装量为60千克。 

将重质烃油原料引入重油裂化提升管反应器中和催化剂接触进行催化裂化反应；辅助提升管反应器中不引入烃油原料，为催化剂输送通道。重质烃油原料的性质见表1，催化剂组成和性质见表3，反应条件和产率见表4。 

实施例2 

实施例2所使用的催化剂和反应装置同实施例1，将重质烃油原料引入重油裂化提升管反应器中和催化剂接触进行催化裂化反应，回炼C4组分引入辅助提升管反应器中进行反应。重油原料的性质见表1，回炼C4组成见表2，反应条件和产率见表4。 

实施例3 

实施例3所使用的催化剂和反应装置同实施例1，将重质烃油原料引入重油裂化提升管反应器中和催化剂接触进行催化裂化反应，将回炼C4组分和轻汽油组分引入辅助提升管反应器中进行反应。实施例中剂油比是指催化剂与新鲜进料的重量比。重质烃油原料的性质见表1，轻汽油组成见表2，反应操作条件和结果见表4。 

对比例1 

对比例1说明采用提升管加流化床反应器进行重质烃油原料催化转化方法时的效果。对比例采用的中型试验装置见附图2所示。其中提升管反应器的内径是18毫米，高度6米，流化床反应器内径64毫米，高度0.5米，重质烃油原料的性质见表1，反应操作条件和结果见表4。 

表1原料油的性质 

表2 

表3催化剂组成： 

[0064] 表4 

由表4可见，和对比例相比，本发明提供的方法得到的丙烯产率提高2.4-5.1个百分点，轻芳烃产率提高1.6-3个百分点，在采用本发明的生产丙烯和轻芳烃的催化转化方法，在获得高丙烯产率的同时还可以联产轻芳烃。 

一种生产丙烯和轻芳烃的催化转化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

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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

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