中國南海某氣田海管投產的虛擬調試分析及應用

周振維 孟子文

1中海石油（中國）有限公司海南分公司

2康士伯數字有限公司

深水油氣田開發中，流動保障和生產保證問題尤為突出。為確保氣田水下生產系統安全平穩的生產，建立生產管理系統，用于在線監測管理流動保障狀態，預測運行風險，以及模擬優化水下系統的操作，是海外深水開發中的常規方案。生產管理系統是深水油氣田開發中重要的數據分析工具和決策支持系統[1-2]。海外油氣公司，例如法國道達爾、美國康菲、荷蘭殼牌等，已經在巴西、墨西哥灣等項目中使用了此類系統，積累了成功的應用經驗。國內經過多年的數字化油氣田建設，已經具備了此類決策支持系統的數據和網絡基礎，例如大慶油田紅壓油氣處理廠[3-4]、喇嘛甸油田、西氣東輸三線閩粵支干線管道等項目的數字化系統建設工作[5-6]，在三維數字化交付，生產數據管理技術方法，以及生產物聯網場景化應用等方面，均建設了相關系統，為進一步建立生產管理的運營分析系統奠定了堅實基礎[7]。

1 生產系統現狀

位于中國南海某深水氣田的生產系統，由水下生產系統和半潛平臺的處理系統組成。其中水下生產系統包括兩個生產區的生產井，并通過水下的多管匯和雙海管系統，輸送到平臺進行處理。天然氣通過管匯和海管系統輸送到生產平臺后，再經過氣液分離、凝析油穩定和天然氣脫水脫烴等處理流程，最終水露點和烴露點合格的產品氣，經壓縮外輸至陸地終端。隨著中國海上油氣開發全面挺進深水，已經在南海某氣田實現了水上水下一體化的生產管理系統建設，并在海管設計、投產、運行各階段進行一體化分析計算，用于工程操作分析和實時生產數據的分析。其中水下生產系統部分的模型，使用了多相流模擬軟件LedaFlow，平臺天然氣處理部分的模型，使用了動態工藝模擬軟件K-Spice。模型覆蓋了井筒、海管和平臺天然氣處理工藝，接入了儀表的實際測量數據來驅動計算，針對性地搭建了各類流動保障和生產保障功能。

基于該生產管理系統的水下系統模型，可以進行水下生產系統開井投產和海管啟動操作流程的虛擬調試。海管投用的虛擬調試中，重點進行了水侵入工況下的流動保障研究。研究了置換操作和開井過程中，海管內的抑制劑濃度分布、水合物生成風險、天然氣攜液情況、平臺氣液接收單元的啟動段塞等動態變化過程。著重研究了水侵入后的水合物生成風險，并針對其抑制方法進行了分析，給出了相應的操作建議。

2 模型搭建

海管投產的虛擬調試使用了生產管理系統中水下生產系統的多相流機理模型。模型中輸入了海管的高程變化、管道內徑尺寸、管壁各層的材料、不同深度海水的環境數據、管道之間的拓撲關系等。其中，連接各井的跨接管和軟管為8 in 管道，主海管和立管為10 in 管道，海管全線為海床鋪設，海底環境溫度常年維持在2 ℃～5 ℃。

如圖1 所示，模型包括了氣田在該區域的W-1至W-7 生產井、M-1 至M-3 管匯，以及P-1 和P-2兩條海管。其中，P-1 和P-2 兩條海管又分為M-3至M-2，M-2至M-1，M-1至平臺管段。W-1，W-3和W-5 井為軟管連接的遠端井，其余為跨接管連接。通過閥門的操作，每口井的井流導入P-1 或P-2 海管。

圖1 氣田水下系統模型Fig.1 Subsea system model of the gas field

井流組分方面，根據實驗室物性分析結果，建立了流體的熱力學模型，用于相平衡計算和機理模型基于熱力學和傳遞性質。各井井流的GOR（油氣比）范圍在5 000～12 000 之間，初投產年份的含水率低于0.3。根據井流物性的實驗室分析結果，建立了基于Peng-Robinson 狀態方程的流體熱力學模型[8]。熱力學模型用于相平衡閃蒸和流體物性的計算，并與上述的守恒方程組耦合，求解油、氣、水相間的傳質、傳熱和動量傳遞結果。

根據天然氣組分，使用CPA 熱力學模型計算得到水合物的生成曲線，依據流動保障操作安全原則，需確保在停輸條件下，無水合物風險。通過分析水合物平衡數據可知，在靜壓1 500 kPa(A)，環境溫度為2.5 ℃，抑制劑濃度為60%時，可確保有3～5 ℃的水合物生成安全余量[9]。模型基于LedaFlow 軟件進行建模和計算（LedaFlow 是由挪威康士伯公司，聯合多相流科研機構SINTEF，道達爾和康菲聯合開發的多相流模擬計算軟件[10]），經過了Tiller Loop（實驗環島）的大量實驗數據和全球諸多油公司實際生產數據的驗證[11]。

模型中的油、氣、水三相的質量守恒、動量守恒和能量守恒方程，用于動態計算井流在井筒和海管中的溫度、流量、壓力、相間關系等水力學結果，以及積液、水合物、抑制劑濃度等流動保障結果。LedaFlow 的機理模型包括質量守恒方程、動量守恒方程和能量守恒方程。

3 模擬流程

水下系統啟動前，P-1 和P-2 海管已完成氮氣的充裝惰化，軟管和跨接管內為工程流體，臍帶纜內充滿甲醇。依據水下生產系統的常規啟動操作流程，先使用乙二醇進行臍帶纜的置換操作，之后啟動一口跨接管連接的近端井，對P-1 和P-2 海管進行氮氣的置換操作。完成氮氣置換后，南北管線聯通，逐步啟動其他跨接管連接的近端井，處理南北管線中的液體。最后逐步啟動軟管連接的遠端井，處理軟管內的液體。模擬初始條件中，段塞捕集器的操作壓力設定點設置為10 MPa。根據上述的啟動流程順序，對模型中的各閥門和流量邊界點進行了操作設置。同時，考慮到跨接管和軟管安裝過程中有水進入管道的風險，在模型中設置了跨接管進水和軟管進水工況的初始條件。依據以往類似生產工況的分析結果，設置極端工況，跨接管內全部為水，軟管的入口段有500 m 含水段，約為12 m3水，其他的主海管和管匯內為充裝的氮氣。

虛擬調試的計算分析過程中，主要關注平臺收液的流量和波動情況，以及在進水工況下海管和軟管中的水合物生成風險。虛擬調試的計算內容包括：①臍帶纜置換與吹掃氮氣，極端工況下的臍帶纜置換及其吹掃氮氣操作，用于研究開井前的海管內初始條件，以評估水合物的生成風險；②近端井（跨接管連接）啟動，研究跨接管連接的W-2、W-4、W-6、W-7 啟動后，P-1 和P-2 攜液能力和段塞捕集器動態；③遠端井（軟管連接）啟動，軟管進水工況下的W-1 井啟動，用于研究軟管內水合物生成風險，以及抑制方法。按照設置的操作步驟，按順序進行了氮氣吹掃、南北管線掃液、以及近端井和遠端井的啟動的模擬。

3.1 臍帶纜置換與吹掃氮氣模擬

根據上述的進水極端工況，設置了軟管和跨接管內的初始水相分布。根據W-1 至W-7 井臍帶纜的管線體積，在模型中的各井口位置，注入了相應體積的乙二醇，溶液濃度為90%。模擬了該工況下的置換操作。置換臍帶纜的乙二醇從井口位置注入后，原本在跨接管和軟管中的工程流體，被置換進入到管匯和海管中，包括乙二醇溶液，以及初始條件中設置的水管段。其中連接遠端井的軟管中的水段向軟管下游移動，尚未進入管匯或海管內。連接近端井的跨接管中的水段，由于跨接管管容較小，已經進入到管匯與海管中。計算得到P-1 和P-2 海管內的乙二醇濃度分布，作為后續流動保障模擬分析的初始條件。

圖2 為完成臍帶纜藥劑置換操作模擬后，P-1和P-2 主海管中的乙二醇分布。其中，各跨接管和軟管的接入位置，為乙二醇濃度高點位置，P-1 和P-2 海管內的其余管段內為充裝的氮氣。模擬結果顯示，由于跨接管接入主海管位置的乙二醇溶液與進入的水混合后，濃度相對較低。在天然氣吹掃氮氣的操作中，水合物生成的風險較大。

圖2 P-1 和P-2 海管內的乙二醇濃度分布Fig.2 Concentration distribution of ethylene glycol in P-1 and P-2 subsea pipes

基于臍帶纜藥劑置換后的海管模型，模擬天然氣吹掃P1 和P2 海管內氮氣的操作。模擬W-4 井以34×104m3的產量進行兩條海管吹掃，以壓力節點的氮氣濃度小于5%為節點，結果顯示，該產量下海管P-1 和P-2 的吹掃氮氣用時均為17 h。模擬中顯示，W-4 井的天然氣進入海管后，會接觸到置換進入海管內的乙二醇溶液。由于跨接管接入位置的乙二醇溶液濃度較低，水合物生成風險相對較大。在W-6井和W-7 井的接入位置，由于地勢較低，海管中易發生積液，也是乙二醇的濃度低點。在模擬的進水工況下，水相會在W-6 和W-7 的接入點處堆積，W-4 天然氣吹掃的過程中處于水合物生成區間內，并且計算有水合物生成的現象。針對模擬結果中的水合物風險，進一步模擬研究抑制劑的注入策略。模擬在W-4井開井前，額外從W-6和W-7井口加注乙二醇，提高低地勢區域的乙二醇濃度。模擬結果顯示，額外加注抑制劑后，積液處的抑制劑濃度提升到60%以上，有效抑制了水合物的生成。

3.2 近端井啟井模擬

基于模擬結果，繼續模擬跨接管連接的近端井啟井過程。W-2，W-4，W-6 和W-7 開井生產，天然氣進入P-2，用于處理P-2 海管中的液體。模擬中設置了W-4 和W-6 井的產量為70×104m3/d 和85×104m3/d，共155×104m3/d。通過閥門將井流生產24 h 后，啟動W-7 和W-2 井，配產75×104m3/d和70×104m3/d，共145×104m3/d，總流量300×104m3/d，用于P-2 海管內的液體處理。P-2 海管攜液的模擬中，W-2、W-4、W-6、W-7 井的乙二醇注入量均設置為0.4 m3/h，未觀察到水合物風險。總氣量為150×104m3/d 以 及300×104m3/d 期間，平臺氣液接收裝置的流動狀態穩定。積液結果顯示，150×104m3/d 期間，P-2 海管的M-1 管匯至平臺之間的管段、立管段內的持液率較高，立管段的持液總量為45～50 m3。總氣相流量提升至300×104m3/d 后，立管底部持液率顯著下降至10%～15%，總持液量降低到20～25 m3。P-2 海管的M-3至M-2，M-2 至M-1 管段，在總氣量150×104和300×104m3的情況下，M-3 至M-2 管段，持液率均在50%～60%，持液量170 m3。M-2至M-1管段，總氣量300×104m3情況下，持液率在10%～20%，入口段較高在30%，持液量約50 m3。

P-2 液體處理完畢后，海管內的抑制劑濃度分布如圖3 所示。乙二醇在水相中濃度為70%～80%，在管道的上坡段和立管段略有降低。由于氣相攜液平穩，未出現顯著的抑制劑濃度低點，模擬結果顯示無水合物生成風險。

圖3 P-2 海管高程、抑制劑濃度、水合物溫度閾值和水合物體積分數分布Fig.3 Distribution of P-2 subsea pipe elevation,inhibitor concentration,hydrate temperature threshold and hydrate volume fraction

完成P-2 海管的液體處理后，將W-2、W-4、W-6、W-7 井切換至P-1 海管。P-1 海管的初始狀態為吹掃氮氣完成。P-1 海管中此時有液相分布，主要來源于吹掃氮氣期間的井流來液，以及臍帶纜置換期間進入海管的滯留液。模擬開始后，將總氣量設置為300×104m3/d，井流進入P-1 海管后，平臺接收到的三相流體流量穩定，未出現明顯波動。液相流量平均波動范圍為10～50 m3/h，段塞捕集器接收的峰值液相流量為60 m3/h。

海管的積液模擬結果顯示，W-4 井流的液相在生產井切換到P-1 海管30 h 后，逐漸匯入了M-2 管匯后的其他4 口井的液相（圖4）。匯入后同產液向平臺流動。W-4 的凝析油匯入之后，平臺收液流量的波動減小至20～30 m3/h。

圖4 W-4 凝析液匯入P-2 海管側的M-2 管匯Fig.4 W-4 condensate flows into the M-2 manifold on the side of the P-2 subsea pipe

在300×104m3/d 的氣相流量下，P-1 海管的M-3 至M-2 管段的持液率最大為60%左右，圖5 為地勢與持液率分布。管段的持液量持續上升30 h后，穩定在170 m3。

圖5 P-1海管M-3至M-2管段的持液率分布Fig.5 Distribution of liquid holding rate from M-3 to M-2 section of P-1 subsea pipe

P-1 海管的M-2 至M-1 管段的持液率最大為40%左右，平均20%～30%，圖6 為地勢與持液率分布，持液量穩定在60 m3。

圖6 P-1 海管M-2 至M-1 管段的持液率分布Fig.6 Distribution of liquid holding rate from M-2 to M-1 section of P-1 subsea pipe

P-1 海管的M-1 至平臺管段的持液率最大為20%左右，圖7 為地勢與持液率分布，持液量穩定在20 m3。

圖7 P-1 海管M-1 至平臺管段的持液率分布Fig.7 Distribution of liquid holding rate from M-1 to platform section of P-1 subsea pipe

P-1 海管的攜液動態模擬過程中，未觀察到水合物風險。單井的乙二醇注入量均設置為0.4 m3/h。

P-1 海管中水合物抑制劑分布情況如圖8 所示。水相中抑制劑濃度總體保持在65%～80%，在管道的高點段偏低。管道中未出現水合物生成的現象。

圖8 P-1 海管中的高程、抑制劑濃度、水合物生成溫度安全閾值和水合物體積分數分布Fig.8 Distribution of P-1 subsea pipe elevation,inhibitor concentration,hydrate temperature threshold and hydrate volume fraction

3.3 遠端井以及進水工況下的啟井模擬

基于P-1 海管液體處理模擬結果，繼續模擬遠端井的啟井過程。選取W-1 井作為遠端井的典型井進行軟管進水工況下的流動保障模擬。W-1 啟井并緩慢提產至25×104m3/d 過程中，平臺沒有出現段塞流現象，登平臺后為分層流流型，最大瞬時液量為100 m3/h。W-1 井開井后，模擬W-5 和W-3 井遠端井的啟動過程。W-5 井逐步提產到50×104m3/d，平臺氣液流動穩定，未出現段塞現象，持續為分層流流型。W-5 軟管中工程流體被天然氣井流攜帶至平臺，啟井后2 h 出現最大瞬時液量，為150 m3/h。W-5 啟井后，模擬W-3 井逐步提產至65×104m3/d，啟井過程中，平臺接收的氣液相流動穩定，未出現段塞現象，為分層流流型。W-5 位于M-3 管匯，距離平臺較遠，啟井后3～4 h 后工程流體被天然氣井流攜帶至平臺，出現了最大瞬時液量，為120 m3/h。完成啟井流程模擬后，選取W-1為典型軟管遠端井，模擬軟管進水工況下的水合物風險。將初始條件設置為W-1 軟管的井口一側有500 m 含水管段，約為12 m3。模擬W-1 氣相流量逐漸增大，到25×104m3/d，進行工程流體置換的動態模擬。模擬結果顯示，工程流體中的淡水部分會稀釋乙二醇濃度，并且與天然氣接觸后，會導致軟管和海管內有水合物生成的風險。

如圖9 所示，W-1 啟動3 h 后，初始條件中設置的入口段的安裝進水（黑色線），被天然氣攜帶至軟管下游。新注入的乙二醇（藍色線）尚未分布均勻，導致水合物（紅色線）的生成。由于天然氣的密度低，并且流速高于水相，天然氣會與水接觸，隨井流注入的乙二醇藥劑不能發揮足夠的抑制作用，導致水合物生成。針對進水工況，模擬分析抑制水合物生成的藥劑注入策略。模型中設置為：W-1 啟井前先以5 m3/h 流量加注7 h 乙二醇進行置換操作，之后再啟井。模擬結果顯示，在W-1 啟井前先注入35 m3乙二醇再啟井后，未出現水合物的生成現象。

圖9 W-1 啟井3 h 后的軟管內水合物生成分布Fig.9 Distribution of hydrate formation in hose 3 hours after start-up of W-1 Well

如圖10 所示，啟井前將藥劑注入軟管后（藍色線），入口的含水段（黑色線）被推離井口，避免了啟井后天然氣直接接觸到含水區間。啟井后，含水段（黑色線）被逐步推入主海管，并且推動過程加強了水和高濃度乙二醇溶液的混合。含水段進入主海管后，進一步與主海管內的高濃度乙二醇溶液混合，降低了水合物的生成風險。整個過程中，避免了天然氣直接接觸到含水段，軟管內未形成水合物。藥劑注入后，含水段與井流在一定時間內實現了物理隔斷。在W-1 小流量開井時，氣相的竄進現象要弱于大流量開井，因此天然氣與藥劑之間界面相對穩定，不會快速直接地接觸到水段，在一定時間內有隔斷效果。

圖10 啟井前額外加注乙二醇溶液后，軟管內的水合物抑制劑濃度分布變化Fig.10 Change of concentration distribution of hydrate inhibitor in the hose after extra injection of ethylene glycol solution before well start-up

4 結論

基于中國南海某氣田的生產管理系統，對氣田的海管投產過程進行了虛擬調試分析。在分析過程中主要關注了各操作步驟執行過程中的海管動態，以及進水極端工況下的流動保障結果，水合物風險，水合物抑制方法，以及平臺氣液接收單元的啟動段塞情況。

（1）在模型中的操作方案和配產條件下，平臺氣液接收單元的工藝動態較為平穩，未出現嚴重段塞現象。在軟管進水的工況下，跨接管和軟管中的原有抑制劑不足以充分抑制水合物的生成，有水合物生成風險。在啟井模擬過程中，軟管有水合物生成的現象。

（2）針對水合物抑制操作，進行了模擬分析。模擬結果得出，啟井前進行乙二醇溶液的注入置換操作，能在水進入管道的工況下，起到良好的水合物風險的抑制作用。另外，在長距離軟管井口開井時，應先使用小流量投產。

（3）乙二醇提前注入軟管進行置換后，在天然氣和進水段之間，建立了乙二醇藥劑隔離段。在開井時，應使用小流量開井，從而有效避免開井后天然氣快速竄進的現象，使乙二醇溶液充分起到隔離進水段的作用。

（4）在開井的整個操作過程中，海管內井流需要保障持續的流動。持續的流動有助于增強抑制劑的混合效果，確保和促使乙二醇溶液與水的充分混合。另外，持續的流動能避免水合物在管壁的附著，兩個方面均會對水合物起到抑制作用。相反，停產、停輸有利于水合物晶體的附著，并且由于海管溫度降低，會加大水合物的生成風險。因此在投用過程中，除了提前使用乙二醇溶液置換外，應最大程度保持生產的連續性，避免海管流動的停滯。

（5）使用的虛擬調試技術方案，在其他工藝單元和設施中同樣適用。對水下生產系統水侵入的極端工況水合物分析過程，及相應的抑制操作建議，可供其他深水氣田的水下生產系統開井投產流動保障的分析工作提供參考。