CO2驅(qū)不同階段采出氣分離工藝模擬及回注效果評價(jià)

黎雪蓮， 歐陽傳湘

(長江大學(xué)石油工程學(xué)院， 武漢 430100)

CO2是一種十分有效的氣體驅(qū)油劑。近年來，中外大力開展了CO2驅(qū)油提高采收率(enhanced oil recovery,CO2-EOR)技術(shù)的研發(fā)和應(yīng)用[1-3]。這項(xiàng)技術(shù)不僅能夠明顯提高低滲、特低滲油藏的采收率，還可以解決CO2的封存問題，保護(hù)大氣環(huán)境。但同時也帶來了采出氣的處理問題，目前現(xiàn)場多采用直接回注或分離后進(jìn)行管道輸送的方式。采出氣中含有大量的CO2氣體，無法直接進(jìn)行天然氣輸送[4-5]，需要對采出氣進(jìn)行脫碳處理。CO2驅(qū)采出氣具有流量大、CO2含量高，隨注入年限的增加而變化的特點(diǎn)。目前傳統(tǒng)的CO2分離工藝和流程，如化學(xué)吸收法、變壓吸附法、薄膜吸收法、低溫分離法等單一分離方法無法完全滿足現(xiàn)場生產(chǎn)的需要。針對不同階段采出氣CO2含量的不同往往要采取不同的分離方式。

化學(xué)吸收法具有工藝成熟、操作簡單方便、CO2回收率高等特點(diǎn)，被認(rèn)為是現(xiàn)有分離捕集CO2方法中最有效的方法，化學(xué)吸收法吸收CO2的原理主要是通過化學(xué)反應(yīng)使CO2溶解于化學(xué)吸收劑實(shí)現(xiàn)CO2的分離，并通過加熱等方式使化學(xué)反應(yīng)逆向進(jìn)行，實(shí)現(xiàn)化學(xué)吸收劑的再生和重復(fù)利用[6]。Liao等[7]通過研究發(fā)現(xiàn)混合胺的性能優(yōu)于傳統(tǒng)的單胺溶液；楊仁杰等[8]利用Aspen HYSYS軟件對不同吸收劑的脫硫脫碳效果進(jìn)行了分析，認(rèn)為針對高含碳不含硫天然氣，采用活化MDEA(甲基二乙醇胺)作為吸收劑更節(jié)能；李濤等[9]研究了再沸器熱負(fù)荷、解吸塔塔板數(shù)等因素對MEA(乙醇胺)溶液吸收CO2后形成的富液中CO2解吸率的影響；周響球等[10]利用Aspen Plus軟件對MEA電廠煙氣脫碳系統(tǒng)進(jìn)行工藝模擬。可以看出目前對化學(xué)吸收法脫碳工藝主要集中在對不同化學(xué)劑的比較和優(yōu)選上，針對油田采出氣特點(diǎn)的工藝流程進(jìn)一步優(yōu)化研究較少。

低溫分離法進(jìn)行CO2分離的工藝流程和原理較為簡單，屬于物理分離方法，主要針對CO2含量較高的采出氣，其原理是利用采出氣中不同組分的露點(diǎn)不同，通過低溫冷凝的方法進(jìn)行CO2氣體的分離。周淑霞等[11]利用Aspen HYSYS軟件研究了沼氣中分離CO2的低溫分離技術(shù)；林名楨等[12]利用Aspen HYSYS軟件對傳統(tǒng)的低溫分餾工藝進(jìn)行了優(yōu)化并對提純塔的工作壓力和塔板數(shù)進(jìn)行了優(yōu)選。

針對CO2驅(qū)采出氣流量大、CO2含量高、具有波動性和階段性的特點(diǎn)，設(shè)計(jì)了符合CO2驅(qū)采出氣特點(diǎn)的工藝流程。針對勝利油田某井生產(chǎn)初期和后期CO2驅(qū)采出氣成分，在不同時間階段對這兩種分離方式的適應(yīng)性和協(xié)同性進(jìn)行了研究，并分析不同工藝參數(shù)對脫除CO2效果的影響。同時利用PVTi軟件，針對采出氣直接回注和分離后再回注的兩種情況的混相程度進(jìn)行了分析。

1 工藝流程設(shè)計(jì)

1.1 混合醇胺法工藝流程

該部分利用Aspen HYSYS軟件對混合醇胺法的工藝流程進(jìn)行了設(shè)計(jì)和優(yōu)化，與傳統(tǒng)的工藝流程相比，設(shè)計(jì)的流程在解析塔之前增加一個貧/ 富液換熱器，這樣使得換熱后的富液溫度升高，節(jié)省了解析塔再沸器能量消耗甚至可以省去再沸器。另一方面，利用減壓閥和閃蒸罐對閃蒸后貧液的貧度進(jìn)行控制，節(jié)省混合醇胺的循環(huán)使用量，混合胺吸收法工藝流程如圖1所示。

R為循環(huán)單元；S為設(shè)置器圖1 混合醇胺法模擬流程圖Fig.1 Mixed alcohol amine method simulation flow chart

具體的分離過程如下：采出氣首先通過氣液分離塔分離出攜帶的液態(tài)原油、固體雜質(zhì)等然后通入CO2吸收塔底，混合胺溶液從CO2吸收塔塔頂流入，經(jīng)處理后的采出氣與自塔頂流下的混合胺溶液在吸收塔內(nèi)逆向流動，進(jìn)行CO2的吸收反應(yīng)，吸收完CO2的混合胺溶液自塔底流出進(jìn)行下一步的處理，脫除CO2后的輕烴氣體經(jīng)吸收塔塔頂冷凝器冷卻后輸出，完成CO2吸收的過程。之后進(jìn)入加熱器進(jìn)行換熱，貧液溫度降低；而富液進(jìn)入解吸塔，解吸塔的再沸器繼續(xù)加熱富液，使CO2解吸經(jīng)塔頂冷卻器冷卻輸出，得到 CO2產(chǎn)品氣；剩余的貧液經(jīng)換熱器降溫后與補(bǔ)給水物流混合進(jìn)入循環(huán)泵，再次進(jìn)入 CO2吸收塔吸收CO2，實(shí)現(xiàn)溶液的循環(huán)利用。該流程在保證較好脫碳效率的同時，實(shí)現(xiàn)了混合醇胺溶液的再生，降低了成本。所選溶液中MEA和MDEA含量均為1.5 mol/L，質(zhì)量分率分別為21.70%和11.12%。設(shè)置吸收塔入口溶液溫度為40 ℃,壓力為0.5 MPa。其主要的工藝操作設(shè)計(jì)參數(shù)如表1所示。

表1 工藝操作設(shè)計(jì)參數(shù)Table 1 Process operation design parameters

在設(shè)備選型方面，貧富液加熱器、冷卻器、換熱器均采用板式換熱器，相較于常用的管殼換熱器，板式換熱器結(jié)構(gòu)緊湊、重量輕，適應(yīng)性強(qiáng)，換熱效率高，拆裝維修方便。同時若富液換熱器能夠滿足熱量的需要，則可以省去解吸塔的再沸器，從而減少了設(shè)備投資。

設(shè)備主要工藝參數(shù)采用式(1)～式(4)計(jì)算。

1.1.1 吸收塔/解析塔泛點(diǎn)氣速

所謂泛點(diǎn)是塔設(shè)備的操作極限，塔設(shè)備中出現(xiàn)液泛時的操作點(diǎn)，液泛是指在塔中進(jìn)行氣液逆流接觸過程或液液逆流接觸過程，由于流速過大而不能實(shí)現(xiàn)逆流操作的狀態(tài)。在氣液接觸的塔中達(dá)到泛點(diǎn)時，液體不能順暢地下流而向上漫延，并被氣體大量帶出。

最大操作氣速為泛點(diǎn)氣速的95%，適宜的操作氣速一般為泛點(diǎn)氣速的70%左右。泛點(diǎn)氣速根據(jù)Bain-Hougen關(guān)聯(lián)式計(jì)算：

(1)

式(1)中：Wf為泛點(diǎn)氣速，m/s;g為重力加速度，取9.81 m/s2;a為填料總比表面積，m2/m3;ε為填料層孔隙率，m3/m3;ρG、ρL分別為氣相、液相密度，kg/m3;μ為液體黏度,mPa·s;L為液相質(zhì)量流量，kg/h;G為氣相質(zhì)量流量，kg/h;A、K為關(guān)聯(lián)常數(shù)，不銹鋼階梯環(huán)填料：A=0.106，K=1.75。

代入數(shù)據(jù)計(jì)算，吸收塔泛點(diǎn)氣速為Wf=1.03 m/s，泛液系數(shù)取0.7，則W0=0.722 m/s。解析塔Wf=1.30 m/s，W0=0.91 m/s。

1.1.2 吸收塔/解析塔填料直徑

(2)

式(2)中：D為吸收塔/解析塔填料直徑；V為體積流量；W0為操作氣速。

代入數(shù)據(jù)計(jì)算，吸收塔D=0.67 m，圓整后取0.7 m，解析塔D=0.66 m，圓整后取0.7 m。

1.1.3 換熱面積

換熱面積A采用式(3)進(jìn)行計(jì)算：

(3)

式(3)中：K為導(dǎo)熱系數(shù)，液體取4 000 kJ/(m2·h·℃)，氣體取1 000 KJ/(m2·h·℃)；Q為體積流量；ΔTm為對數(shù)平均溫差。

(4)

式(4)中：THI、TCI分別為熱、冷流入口溫度；THO、TCO分別為熱、冷流出口溫度。代入數(shù)據(jù)計(jì)算，貧富液換熱器A=32.14 m2，凈化氣冷卻器換熱面積A=19.06 m2，CO2氣冷卻器換熱面積A=47.74 m2，再沸器換熱面積A=76.21 m2，實(shí)際換熱面積可進(jìn)行適當(dāng)圓整。主要設(shè)備的工藝參數(shù)如表2所示。

表2 工藝設(shè)備主要參數(shù)設(shè)計(jì)Table 2 Design of main parameters of process equipment

從模擬結(jié)果來看，優(yōu)化后的工藝流程可以使加熱負(fù)荷降低15%～25%，節(jié)省循環(huán)水循環(huán)量10%～20%，但仍能保持較好的分離效果。說明本流程相較于傳統(tǒng)的醇胺吸收法流程更為經(jīng)濟(jì)有效。

1.2 化學(xué)吸收法吸收劑優(yōu)選

選取MDEA與MEA以一定比例混合后的醇胺溶液作為CO2吸收劑。其中，MDEA(N-甲基二乙醇胺)，分子式為C3H13NO2，具有弱堿性，在吸收CO2氣體后形成不穩(wěn)定的化合物，較為容易解吸等特點(diǎn)。因此可以采取降低壓力使其發(fā)生閃蒸的方式進(jìn)行溶液的再生，但是存在吸收CO2速率低的缺點(diǎn)；MEA(乙醇胺)，分子式為C2H7NO，作為CO2吸收劑特點(diǎn)是吸收速率快，但溶液吸收容量較小，且具有一定的腐蝕性，解吸能耗較大，易被SO2、O2等氣體氧化等特點(diǎn)[9]。

向MDEA吸收溶液中加入MEA溶液可以改變醇胺溶液吸收CO2的過程，其中MEA溶液發(fā)揮了傳遞CO2的作用，進(jìn)而加快了化學(xué)吸收速率；MEA溶液先吸收CO2，然后向MDEA溶液傳遞CO2，此時MEA溶液完成再生，這兩種反應(yīng)相互促進(jìn)，提高了化學(xué)反應(yīng)速率。因此MDEA+MEA所形成的混合胺溶液作為CO2吸收溶液兼具M(jìn)DEA溶液吸收CO2容量大、解吸能耗低以及MEA溶液吸收速率快的優(yōu)點(diǎn)。在MDEA溶液中加入R3NH(R3=C2H6O)時，吸收CO2反應(yīng)按下面的步驟進(jìn)行：

R3NH+CO2=R3NCOOH

(5)

R3NCOOH+R2CH3N+H2O=R3NH+

R2CH3NH++HCO3-

(6)

將式(5)和式(6)相加后得到：

R2CH3N+CO2+H20=R2CH3NH++HCO3-

(7)

反應(yīng)式(7)受反應(yīng)式(5)控制，而反應(yīng)式(5)是二級反應(yīng)，在25 ℃時反應(yīng)速率常數(shù)KC= 104L/(mol/s)，加入R3NH后，其游離胺N[R3NH]> 10-2mol/L。所以加入MEA后反應(yīng)速度遠(yuǎn)遠(yuǎn)大于MDEA單獨(dú)作用時的反應(yīng)速度。其主要反應(yīng)方程式如表3所示。

表3 反應(yīng)方程式Table 3 Reaction equation

1.3 低溫分離法工藝流程

利用Aspen HYSYS軟件建立如圖2所示低溫分離法CO2分離工藝流程。其具體的分離過程如下：原料氣經(jīng)過氣液分離器后首先進(jìn)入壓縮機(jī)進(jìn)行壓縮處理；為了分離過程更加合理，模擬中設(shè)置兩級壓縮，一級壓縮氣壓縮后進(jìn)入級間冷卻器進(jìn)行冷卻再進(jìn)入二級壓縮機(jī)，兩次壓縮冷卻后的二級冷卻氣預(yù)冷后進(jìn)入冷凝器再次冷卻降溫，經(jīng)過兩次壓縮三次冷卻后的氣體進(jìn)入分餾塔進(jìn)行分餾，分餾得到的CO2在塔底再沸器再沸后流出，而降低CO2含量后的不凝氣經(jīng)塔頂冷凝器再次冷凝后排出，達(dá)到CO2分離及回收CO2的目的。該流程相比于傳統(tǒng)的低溫分離法，采用多級壓縮，級間冷卻的方式有效地對油田采出氣進(jìn)行了前處理，一方面降低了能耗，另一方面也更加安全，符合現(xiàn)場的實(shí)際要求。其主要設(shè)備參數(shù)設(shè)置如表4所示。

表4 工藝設(shè)備主要參數(shù)設(shè)計(jì)Table 4 Design of main parameters of process equipment

1.4 物性系統(tǒng)及熱力學(xué)方程的選擇

HYSYS物性方法數(shù)據(jù)庫中含有33種方法可供選擇。對于不同的體系，需選擇不同的物性方法。其中物性包Amine Pkg包括由韓鵬飛等[13]為胺裝置模擬器AMSIM開發(fā)的熱力學(xué)模型，可對胺、H2、O2、CO2、H2O、H2S、COS、CS2、乙烯、丙烯、硫醇等物質(zhì)進(jìn)行物性計(jì)算，因此選用該物性包，熱力學(xué)模型選擇Kent-Eisenberg進(jìn)行模擬。選擇Peng-Robinson方程對氣相組分分餾中的氣液平衡進(jìn)行模擬。

圖2 低溫分離法分離工藝模型Fig.2 Separation process model of cryogenic separation

1.5 兩種工藝的復(fù)合模擬流程

為了分析低溫分離法和醇胺吸收法兩種模擬工藝聯(lián)合使用的分離效果，設(shè)計(jì)了二者的復(fù)合模擬流程，即先利用低溫分離對原料氣進(jìn)行處理，再利用分餾塔塔頂流出的不凝氣進(jìn)入混合醇胺法吸收流程中的CO2吸收塔與醇胺溶液進(jìn)行反應(yīng)得到富液，然后富液進(jìn)一步進(jìn)入混合醇胺法的工藝流程，最終可以得到高純度的CO2。

2 工程實(shí)例基礎(chǔ)數(shù)據(jù)

2.1 不同階段采出氣組分

表5是勝利油田某井生產(chǎn)不同時期CO2驅(qū)采出氣的組分[14]，原料氣流速為1.2106Nm3/d，初始溫度25 ℃,壓力0.5 MPa，生產(chǎn)初期采出氣中CO2含量34.90%，生產(chǎn)至第5年，該井采出氣CO2含量升至80.09%。主要針對以上兩類采出氣進(jìn)行模擬。

表5 采出氣摩爾組分Table 5 Molecular components of produced gas

注：i表示異烷烴；n表示正烷烴。

由于大量CO2氣體會造成集輸管線和儀器設(shè)備的腐蝕，給油田集輸帶來重大難題，提高了集輸運(yùn)作的成本，因此天然氣管輸CO2含量標(biāo)準(zhǔn)要求采出氣中CO2含量要降至2%以下。同時分離后的高濃度CO2產(chǎn)品可用于回注循環(huán)利用以減少CO2驅(qū)的成本，符合國家低碳環(huán)保的要求。

2.2 地下原油組分

為了分析不同采出氣成分回注后的混相效果差異，需明確地下原油的組分，將目標(biāo)區(qū)塊某井取樣的井流物分析數(shù)據(jù)作為地下原油的組分進(jìn)行模擬。取樣深度1 723 m，對應(yīng)地層溫度55.43 ℃，取樣點(diǎn)壓力19.23 MPa。原油組分含量如表6所示，其中擬組分C6+的摩爾質(zhì)量為213.4 g/mol。

表6 原油摩爾組分Table 6 Crude oil molar component

3 模擬結(jié)果與分析

3.1 模擬結(jié)果

在混合醇胺法的模擬中，選取溶液循環(huán)量為20 000 kg/h、吸收塔壓力500 kPa、塔板數(shù)20塊，吸收溫度40 ℃,解析塔塔板數(shù)15塊。通過模擬，對于前期采出氣分離后的CO2產(chǎn)品產(chǎn)量為1.965 t/h，去除水后的干基純度為99.99%，可用于CO2的回注。天然氣產(chǎn)量3.285 t/h，CO2含量僅為0.05%。達(dá)到了很好的脫碳效果，其脫碳后的采出氣組分摩爾含量如表7所示。

表7 混合醇胺法凈化氣含量Table 7 Mixed alcohol amine method purification gas content

在低溫分離法的模擬中，選取分餾塔塔板數(shù)14塊、操作壓力1.7 MPa，冷凝器溫度-23 ℃,分餾系統(tǒng)得到的CO2產(chǎn)品產(chǎn)量為4.519 t/h，干基純度92.5%，所含的雜質(zhì)主要為乙烷、丙烷等烴類物質(zhì)；塔頂?shù)牟荒龤獾漠a(chǎn)量為1.731 t/h，其中CO2含量降為35.18%。將低溫分離法分離過后的采出氣繼續(xù)通過混合醇胺法進(jìn)行脫碳模擬，CO2含量可降為1.73%，具體組分摩爾含量如表8所示。

表8 低溫分離法+混合醇胺法凈化氣含量Table 8 Low temperature separation method+mixed alcohol amine method purification gas content

從模擬結(jié)果可以看出，對于CO2含量在30%左右的采出氣，混合醇胺法具有很好的分離效果。能夠達(dá)到CO2回注和天然氣管輸要求，但對于后期CO2含量在80%左右的采出氣，低溫分離法能把CO2含量降至30%左右，需進(jìn)一步通過混合醇胺法進(jìn)行進(jìn)一步分離，將低溫分離法的不凝氣作為混合醇胺法的原料氣進(jìn)行模擬，可將CO2含量降至2%以下。因此通過設(shè)計(jì)的兩套工藝流程，認(rèn)為混合醇胺法和低溫分離法兩種分離方法對于不同階段的CO2驅(qū)采出氣具有良好的適應(yīng)性和協(xié)同性。

圖3 CO2含量和CO2脫除率隨循環(huán)量的變化Fig.3 CO2 content and removal rate as a function of cycle volume

3.2 工藝參數(shù)敏感性分析

3.2.1 混合醇胺法：溶液循環(huán)量

由圖3可知，混合胺溶液循環(huán)量從5 000 kg/h增加到20 000 kg/h 時，原料氣凈化后 CO2含量從7.16%降低至0.03%，這是由于當(dāng)混合胺貧液循環(huán)量增加時，一方面，循環(huán)量的增加促進(jìn)了醇胺溶液于CO2之間的充分接觸；另一方面，更多的貧液循環(huán)量能促進(jìn)MDEA和MEA與CO2反應(yīng)速率。因此隨著氣液的接觸時間增加，CO2脫除率逐漸增加，在溶液循環(huán)量達(dá)到20 000 kg/h后，CO2含量不再有明顯下降。

3.2.2 混合醇胺法：吸收塔壓力

由圖4可知，當(dāng)吸收塔操作壓力由200 kPa增加至2 000 kPa時，原料氣凈化后CO2含量由2.15%降低至0.02%，這是由于隨著吸收塔操作壓力的增加，氣體分子的的有效碰撞次數(shù)增加，使得吸收反應(yīng)速率變快，更多的CO2溶于溶液中。塔板間的壓降變大會造成吸收塔內(nèi)氣液流速變化較大，引起混合胺水溶液的發(fā)泡。所以吸收塔壓力過大時效果不顯著。

圖4 CO2含量和CO2脫除率隨吸收塔壓力的變化Fig.4 CO2 content and CO2 removal rate as a function of absorption tower pressure

3.2.3 混合醇胺法：吸收塔塔板數(shù)

由圖5可知，吸收塔塔板數(shù)從5塊增加到25塊時，原料氣凈化后CO2含量從4%降低至0.02%，這是由于氣液傳質(zhì)作用增強(qiáng)，更多的CO2溶于溶液中。當(dāng)塔板數(shù)增加至20塊時，此原料氣凈化后 CO2含量下降趨勢變慢。

圖5 CO2含量和CO2脫除率隨吸收塔塔板數(shù)的變化Fig.5 CO2 content and CO2 removal rate with the number of absorption towers

3.2.4 混合醇胺法：解析塔塔板數(shù)

由圖6可知，隨著再生塔塔板數(shù)的提高，解吸塔再沸器能耗逐步降低。當(dāng)解吸塔塔板數(shù)由6塊增加至18塊時，解吸塔再沸器能耗由 5 700 kW降低至 2 700 kW，這是由于解吸塔塔板數(shù)的提高促進(jìn)了解吸作用，相應(yīng)的所需的再沸器能耗也隨之降低。優(yōu)選解析塔塔板數(shù)為15塊。

圖6 再沸器能耗隨塔板數(shù)的變化Fig.6 Reboiler energy consumption varies with the number of plates

3.2.5 低溫分離法：分餾塔塔板數(shù)

通過改變吸收塔塔板數(shù)分析分餾塔塔板數(shù)對分餾塔能耗和CO2產(chǎn)量進(jìn)行分析，其中分餾塔的能量消耗主要來自塔頂?shù)睦湄?fù)荷和塔底的熱負(fù)荷。如圖7所示，隨著塔板數(shù)的增加，分餾塔的能耗增加但幅度很小，CO2產(chǎn)品產(chǎn)量逐漸增加但增加的幅度變小，因此優(yōu)化此次模擬分餾塔塔板數(shù)為14塊。

圖7 CO2產(chǎn)品產(chǎn)量和分餾塔能耗隨分餾塔塔板數(shù)變化Fig.7 CO2 product output and fractionation tower energy consumption vary with the number of fractionation trays

3.2.6 低溫分離法：分餾塔壓力

CO2產(chǎn)品的產(chǎn)量和分餾塔能耗同時受到分餾塔壓力和冷凝溫度共同影響。通過改變分餾塔操作壓力分析對CO2產(chǎn)品產(chǎn)量和分餾塔能耗的影響。由圖8可知，分餾塔能耗對分餾塔壓力較為敏感，隨著分餾塔壓力增加，分餾塔能耗增加較大，而CO2產(chǎn)品產(chǎn)量呈現(xiàn)先增加后下降的趨勢。

圖8 CO2產(chǎn)品產(chǎn)量和分餾塔能耗隨分餾塔壓力變化Fig.8 CO2 product output and fractionation tower energy consumption vary with fractionation column pressure

3.2.7 低溫分離法：塔頂冷凝器溫度

當(dāng)分餾塔操作壓力為1.7 MPa時，分析塔頂冷凝溫度與CO2產(chǎn)品產(chǎn)量及冷凝系統(tǒng)能耗的關(guān)系如圖9所示，隨著冷凝溫度的上升造成了CO2產(chǎn)量降低。冷凝器的能耗先下降后上升。在冷凝溫度為-27 ℃時對應(yīng)塔頂能耗最低，但CO2產(chǎn)品產(chǎn)量也較低。綜合來看，冷凝溫度在-23 ℃能達(dá)到較好的效果。

圖9 CO2產(chǎn)品產(chǎn)量和冷凝塔能耗隨冷凝器溫度變化Fig.9 CO2 product output and condensation tower energy consumption vary with condenser temperature

3.3 回注效果分析

在現(xiàn)場實(shí)際應(yīng)用中，對于采出氣也會有直接回注的情況，因此基于PVTi軟件對比了以上幾種組分的采出氣直接回注及將分離后的純CO2回注后與原油組分混相效果的差異。其注入摩爾分?jǐn)?shù)與界面張力的關(guān)系如圖10所示，由于界面張力達(dá)到超低界面張力(<0.1 mN/m)才能形成混相，可以看出注入分離后的純CO2后在注入摩爾分?jǐn)?shù)為50%時能夠達(dá)到混相狀態(tài)，而不進(jìn)行分離直接回注的采出氣與原油無法形成混相驅(qū)，提高采收率潛力降低。

圖10 不同注入氣對界面張力的影響Fig.10 Effects of different injected gas on interfacial tension

4 結(jié)論

基于Aspen HYSYS軟件對混合醇胺法和低溫分離法進(jìn)行了流程的設(shè)計(jì)與優(yōu)化，并針對勝利油田某井的不同階段的采出氣成分進(jìn)行了分離模擬和回注效果評價(jià)，得到以下結(jié)論。

(1)對于CO2驅(qū)前期采出氣，流量大且CO2含量在30%左右，混合醇胺吸收法具有較好的分離效果，MDEA+MEA混合胺溶液具有吸收CO2容量大、解吸能耗低以及吸收速快的優(yōu)點(diǎn)。

(2)對于CO2驅(qū)中后期采出氣，CO2含量升至80%左右，采用低溫分離法將CO2含量降至30%左右后，再采取混合醇胺法能夠達(dá)到較好的分離效果。兩種方法具有較好的協(xié)同性。

(3)分析了不同工藝參數(shù)對不同分離工藝采出氣脫碳效果和能耗的影響，認(rèn)為工藝參數(shù)的優(yōu)選對于兩種工藝的經(jīng)濟(jì)性和可行性至關(guān)重要，采用仿真模擬方法得到的結(jié)果可為工業(yè)實(shí)際提供參考。

(4)分離后的純CO2用于回注能夠形成混相驅(qū)，而采出氣直接回注無法達(dá)到混相狀態(tài)，因此認(rèn)為，對于目標(biāo)區(qū)塊的CO2驅(qū)采出氣宜采取適合的分離工藝進(jìn)行脫碳處理，既可以使得分離后的天然氣用于管道輸送，又可以得到純度高的CO2產(chǎn)品用于回注形成混相驅(qū)。