BAB IV HASIL DAN PEMBAHASAN (4)

BAB IV

HASIL DAN PEMBAHASAN

Pemanfaatan batubara sebagai sumber bahan bakar di pabrik pupuk
merupakan sebuah alternatif yang cukup menarik. Seiring dengan berkembangnya
teknologi dan ilmu pengetahuan, saat ini batubara dapat dikonversi menjadi gas
produser yang selanjutnya memiliki fleksibilitas yang lebih tinggi untuk
dimanfaatkan pada berbagai keperluan. Seiring dengan meningkatnya harga gas
alam yang merupakan bahan bakar dan bahan baku yang digunakan saat ini
substitusi gas alam dengan batubara sebagai bahan bakar maupun bahan baku gas
CO dan H2 di pabrik pupuk mulai memenuhi aspek kelayakan ekonomi.
Berbagai model konfigurasi pemanfaatan batubara yang dibahas pada
penelitian ini adalah pemanfaatan batubara sebagai bahan bakar via proses
pembakaran, pemanfaatan batubara sebagai bahan bakar via proses gasifikasi dan
pemanfaatan batubara sebagai bahan bakar sekaligus bahan baku via gasifikasi.
Ketiga model ini selanjutnya dibandingkan dengan proses pembuatan gas sintesis
konvensional saat ini untuk di evaluasi baik kajian teknisnya maupun kajian
ekonominya. Tujuan utama dari penelitian ini adalah menganalisis sejauh mana
batubara dapat mensubstitusi peran gas alam di pabrik pupuk saat ini dan masa
mendatang jika harga gas alam terus meningkat. Penghitungan neraca massa dan

energi untuk masing-masing konfigurasi dilakukan melalui simulasi proses
menggunakan perangkat lunak.

IV. 1. Simulasi Model Konvensional
IV. 1. 1 Simulasi Pembuatan Gas Sintesis Konvensional
Pada bagian ini dilakukan penghitungan neraca massa dan energi melalui
simulasi proses dengan menggunakan perangkat lunak. Batasan sistem proses yang
akan disimulasi meliputi unit proses pengolahan gas alam mulai dari primary
reformer, secondary reformer, shift converter (LTSC dan HTSC) dan methanator.
Pada sistem ini tidak dilakukan simulasi pada unit catalytic desulphurizer,
hydrotreater dan sisi api dari primary reformer. Diagram blok simulasi model ini
dapat dilihat pada Gambar IV.1. Simulasi model konvensional ini menggunakan
kondisi proses yang sedemikian sehingga perbedaan antara perhitungan neraca

massa hasil simulasi dengan perhitungan neraca massa sebenarnya minimal. Hal ini
dilakukan untuk memvalidasi model simulasi. Semakin kecil perbedaan antara hasil
simulasi dan data referensi maka model simulasi telah memenuhi syarat untuk dapat
mewakili proses yang sebenarnya.
H2O

Gas Alam

1

2

Udara + H2O

Primary
Reformer

3

4
Secondary
Reformer

5

6

7

HTSC

8

9

LTSC

H2O

10
CO2
Removal

12

13

14

Metanasi

Separator

15

Separator

To Ammonia
Converter

11
CO2

Gambar IV. 1. Diagram blok simulasi model konvensional

Simulasi ini dilakukan dengan menggunakan aliran gas alam sebagai basis

perhitungan. Kondisi masukkan gas alam keluaran kompresor 102J berturut-turut
adalah tekanan 40,05 bar, temperatur 79,4 0C dan laju alir sebesar 1219,7 kmol/jam.
Kondisi tekanan dan temperatur yang digunakan sama dengan dengan kondisi
sebenarnya atau variabel tetap sedangkan approach temperature merupakan variabel
bebas yang akan diubah-ubah selama simulasi. Perbandingan kondisi proses setiap
unit dengan data di PT PUSRI tertera pada Tabel IV. 1. Temperature approach yang
digunakan untuk masing-masing unit reaktor berturut-turut mulai dari primary
reformer, secondary reformer, LTSC dan HTSC adalah sebagai berikut 10 0C, 13 0C,
31 0C dan 9 0C. Hal ini tidak berbeda jauh dengan data kondisi proses saat ini yang
masing-masing memiliki nilai 10.5 0C untuk primary dan 13.8 0C untuk secondary
reformer, 28 0C dan 12 0C untuk HTSC dan LTSC.
Nilai-nilai yang dipilih diatas merupakan nilai yang memberikan perhitungan
neraca massa yang paling mendekati data PUSRI. Perbedaan besarnya beban panas
untuk unit-unit secondary reformer, HTSC, LTSC dan methanator dapat dianggap
sebagai besarnya panas hilang yang tidak diikutkan pada simulasi proses ini. Selain
itu perbedaan ini juga dapat disebabkan oleh perbedaan penggunaan persamaan
keadaan

untuk

menghitung

besaran-besaran

41

termodinamika

dari

proses.

Perbandingan neraca massa dan energi hasil simulasi dengan data di PT PUSRI
dapat dilihat pada Tabel IV. 2.

Tabel IV. 1. Pembandingan kondisi proses simulasi dengan kondisi proses data PT
PUSRI
Data
PUSRI
Temperatur, 0C

Tekanan, bar
Approach Temperature, 0C
Beban panas, MW

Hasil
Keterangan
Simulasi
Primary Reformer

800
800 ditetapkan
32.28
32.28 ditetapkan
10.5
10 variabel bebas
76.21
76.18 hasil hitungan
Secondary Reformer

Temperatur, 0C

Tekanan, bar
Approach Temperature, 0C
Beban panas, MW

978.63
31.74
13.8
0

978.63
31.74
13
1.75
HTSC

ditetapkan
ditetapkan
variabel bebas
hasil hitungan

Temperatur, 0C
Tekanan, bar
Approach Temperature, 0C
Beban panas, MW

431.85
30.09
28
0

431.85
30.09
31
0.013
LTSC

ditetapkan
ditetapkan
variabel bebas
hasil hitungan

Temperatur, 0C
Tekanan, bar
Approach Temperature, 0C
Beban panas, MW

234.9
28.39
12
0

Temperatur, 0C
Tekanan, bar
Approach Temperature, 0C
Beban panas, MW

323.71
25.47
0

42

234.9 ditetapkan
28.39 ditetapkan
9 variabel bebas
0.017 hasil hitungan
Methanator
323.71
25.47
0.001

ditetapkan
ditetapkan
variabel bebas
hasil hitungan

Tabel IV. 2. Perbandingan neraca massa hasil simulasi model konvensional dengan
data di PT PUSRI (lihat diagram alir Gambar IV. 1)
Aliran
0

Temperatur
Tekanan
Fraksi uap
Laju alir molar
Laju alir massa

C
bar
fraksi mol
kmol/jam
Kg/jam

Data
73
40
1
1220
22678

Aliran -1
Simulasi
79
40
1
1220
22679

Selisih
8.12%
0.00%
0.00%
0.00%
0.00%

Data
350
40
1
4080
73505

Aliran-2
Simulasi
350
40
1
4080
73505

Selisih
0.00%
0.00%
0.00%
0.00%
0.00%

Data
815
32
1
7675
105601

Aliran-3
Simulasi
815
32
1
7673
105592

Selisih
0.00%
0.00%
0.00%
0.02%
0.01%

519.8

519.8

0.00%

Laju alir molar komponen
CH4

kmol/jam

1075.5

1075.7

0.02%

C2H6

kmol/jam

75.6

75.6

0.00%

C3H8

kmol/jam

47.2

47.2

0.00%

trace

C4H10

kmol/jam

14.9

14.7

1.32%

trace

O2
CO

kmol/jam
kmol/jam

CO2

kmol/jam

3.6

3.6

0.00%

H2O

kmol/jam

2.9

2.9

0.00%

H2
N2
Ar

436.9

435.2

0.40%

475.4

476.6

0.24%

3190.7

3190.2

0.02%

kmol/jam

3033.0

3033.7

0.02%

kmol/jam
kmol/jam

17.6
0.2

17.6
0.2

0.00%
0.00%

4080.1

4080.1

0.00%

Tabel IV. 2. Perbandingan neraca massa dan energi hasil simulasi model
konvensional dengan data di PT PUSRI (lanjutan)
Aliran
Temperatur
Tekanan
Fraksi uap
Laju alir molar
Laju alir massa

0

C
bar
fraksi mol
kmol/jam
kg/jam

Data
459
35
1
2169
60781

Aliran-4
Simulasi
459
35
1
2169
60784

Selisih
0.00%
0.00%
0.00%
0.00%
0.01%

Data
979
32
1
10421
166381

Aliran-5
Simulasi
979
32
1
10419
166376

Selisih
0.00%
0.00%
0.00%
0.01%
0.00%

Data
365
31
1
10421
166381

Aliran-6
Simulasi
365
31
1
10419
166376

Selisih
0.00%
0.00%
0.00%
0.01%
0.00%

23.5

23.7

1.05%

23.5

23.7

1.05%

884.1

883.2

0.11%

884.1

trace
883.2

0.11%

Laju alir molar komponen
CH4

kmol/jam

C2H6

kmol/jam

C3H8

kmol/jam

C4H10

kmol/jam

O2
CO

kmol/jam
kmol/jam

CO2

kmol/jam

0.6

0.6

0.00%

525.2

525.3

0.03%

525.2

525.3

0.03%

H2O

kmol/jam

186.6

186.6

0.00%

3662.6

3663.3

0.02%

3662.6

3663.3

0.02%

3741.1

3739.4

0.05%

3741.1

3739.4

0.05%

1548.1
18.4

1548.2
18.4

0.01%
0.00%

1565.7
18.6

1565.8
18.6

0.01%
0.13%

1565.7
18.6

1565.8
18.6

0.01%
0.13%

H2

kmol/jam

N2
Ar

kmol/jam
kmol/jam

415.4

415.4

0.00%

43

Tabel IV. 2. Perbandingan neraca massa dan energi hasil simulasi model
konvensional dengan data di PT PUSRI (lanjutan)
Aliran
Temperatur
Tekanan
Fraksi uap
Laju alir molar
Laju alir massa

0

C
bar
fraksi mol
kmol/jam
kg/jam

Data
432
30
1
10420
166381

Aliran-7
Simulasi
432
30
1
10420
166376

Selisih
0.00%
0.00%
0.00%
0.00%
0.00%

Data
210
29
1
10420
166381

Aliran-8
Simulasi
210
29
1
10420
166376

Selisih
0.00%
0.00%
0.00%
0.00%
0.00%

Data
235
28
1
10420
166381

Aliran-9
Simulasi
235
28
1
10420
166376

23.5

23.5

0.00%

23.5

23.5

0.00%

23.5

23.5

0.00%

0.09%

248.1

248.3

0.09%

23.8

23.8

0.02%

Selisih
0.00%
0.00%
0.00%
0.00%
0.00%

Laju alir molar komponen
CH4

kmol/jam

C2H6

kmol/jam

C3H8

kmol/jam

C4H10

kmol/jam

O2
CO

kmol/jam
kmol/jam

248.1

248.3

CO2

kmol/jam

1161.2

1160.4

0.07%

1161.2

1160.4

0.07%

1385.5

1384.9

0.04%

H2O

kmol/jam

3026.6

3027.9

0.04%

3026.6

3027.9

0.04%

2802.3

2803.4

0.04%

H2

kmol/jam

4377.2

4375.3

0.04%

4377.2

4375.3

0.04%

4601.5

4599.7

0.04%

N2
Ar

kmol/jam
kmol/jam

1565.7
18.6

1565.8
18.6

0.01%
0.00%

1565.7
18.6

1565.8
18.6

0.01%
0.00%

1565.7
18.6

1565.8
18.6

0.01%
0.13%

Tabel IV. 2. Perbandingan neraca massa dan energi hasil simulasi model
konvensional dengan data di PT PUSRI (lanjutan)
Aliran
Temperatur
Tekanan
Fraksi uap
Laju alir molar
Laju alir massa

0

C
bar
fraksi mol
kmol/jam
kg/jam

Data
106
27
1
8021
123144

Aliran-10
Simulasi
107
27
1
8021
123137

Selisih
0.68%
0.00%
0.00%
0.00%
0.01%

Data
42
2
1
1461
62028

Aliran-11
Simulasi
42
2
1
1429
60884

Selisih
0.00%
0.00%
0.00%
2.15%
1.84%

Data
70
27
1
6306
56532

Aliran-12
Simulasi
70
27
1
6307
56495

Selisih
0.00%
0.00%
0.00%
0.01%
0.06%

23.5

23.5

0.00%

0.1

0.0

64.89%

23.4

23.4

0.16%

0.07%

Laju alir molar komponen
CH4

kmol/jam

C2H6

kmol/jam

C3H8

kmol/jam

C4H10

kmol/jam

O2
CO

kmol/jam
kmol/jam

23.8

23.8

0.02%

0.0

0.0

40.50%

23.8

23.8

CO2

kmol/jam

1384.9

1383.7

0.09%

1376.6

1353.8

1.66%

6.0

6.1

0.95%

H2O

kmol/jam

403.9

406.4

0.63%

71.5

70.4

1.53%

78.5

74.5

5.00%

H2

kmol/jam

4600.9

4599.6

0.03%

9.0

4.3

52.52%

4591.8

4595.4

0.08%

N2
Ar

kmol/jam
kmol/jam

1565.7
18.6

1565.8
18.6

0.01%
0.13%

1.6
0.0

0.9
0.0

44.98%
56.80%

1564.1
18.6

1564.9
18.5

0.05%
0.01%

44

Tabel IV. 2. Perbandingan neraca massa dan energi hasil simulasi model
konvensional dengan data di PT PUSRI (lanjutan)
Aliran
Temperatur
Tekanan
Fraksi uap
Laju alir molar
Laju alir massa

0

C
bar
fraksi mol
kmol/jam
kg/jam

Data
290
26
1
6306
56532

Aliran-13
Simulasi
290
26
1
6307
56495

Selisih
0.01%
0.00%
0.00%
0.01%
0.06%

Data
324
25
1
6247
56532

Aliran-14
Simulasi
324
25
1
6247
56495

Selisih
0.00%
0.00%
0.00%
0.01%
0.06%

Data
35
24
1
6148
54750

Aliran-15
Simulasi
35
24
1
6150
54754

Selisih
0.00%
0.00%
0.00%
0.04%
0.01%

23.4

23.4

0.16%

53.2

53.3

0.21%

53.2

53.3

0.21%

Laju alir molar komponen
CH4

kmol/jam

C2H6

kmol/jam

C3H8

kmol/jam

C4H10

kmol/jam

O2
CO

kmol/jam
kmol/jam

23.8

23.8

0.07%

0.0

trace

0.0

trace

CO2

kmol/jam

6.0

6.1

0.95%

0.0

trace

0.0

trace

H2O

kmol/jam

78.5

74.5

5.00%

114.3

110.4

3.33%

15.3

13.8

10.02%

H2

kmol/jam

4591.8

4595.4

0.08%

4496.5

4499.8

0.07%

4496.5

4499.8

0.07%

N2
Ar

kmol/jam
kmol/jam

1564.1
18.6

1564.9
18.5

0.05%
0.01%

1564.1
18.6

1564.9
18.5

0.05%
0.01%

1564.1
18.6

1564.9
18.5

0.05%
0.01%

Dari Tabel IV. 2 tidak ditemui perbedaan hitungan yang cukup berarti
terutama di aliran-aliran 1 sampai 10 (≤ 5%) dan perbedaan sedikit besar di aliran
11-15. Simulasi proses pembuatan gas sintesis dibagi menjadi dua tahapan proses
yang pertama adalah proses absorbsi CO2 sedangkan yang kedua adalah proses
lainnya. Hal ini dilakukan karena adanya perbedaan dalam penggunaan persamaan
keadaan. Persamaan Peng Robinson-Boston Mathias merupakan persamaan keadaan
yang direkomendasikan oleh Aspen dalam simulasi pembuatan gas sintesis, hal ini
terbukti dari hasil simulasi yang memiliki simpangan yang relatif kecil, sedangkan
pada proses absorbsi CO2 persamaan keadaan yang digunakan adalah ElecNRTL
yang baik digunakan untuk perhitungan proses yang melibatkan kesetimbangan uapcair. Hasil simulasi CO2 Removal diatas merupakan hasil simulasi yang paling
mendekati dengan neraca massa PT PUSRI. Secara keseluruhan data hasil simulasi
masih cukup mewakili data neraca massa.

IV. 1. 2. Simulasi Pemanfaatan Gas Alam Sebagai Utilitas Bahan Bakar
Gas alam selain digunakan sebagai bahan baku gas sintesis juga digunakan
sebagai utilitas bahan bakar gas untuk berbagai keperluan, diantaranya: bahan bakar
turbin gas dan bahan bakar boiler (package boiler). Distribusi penggunaan gas alam

45

dapat dilihat pada Tabel IV. 3. Pembakaran gas alam dilakukan dengan
menggunakan udara yang sedikit berlebih untuk memastikan terjadinya pembakaran
sempurna. Pada simulasi turbin gas besarnya udara lebih diatur sedemikian sehingga
temperatur gas panas masuk expansion turbine sebesar 926 0C. Pembatasan ini
berkaitan dengan ketahanan material turbin. Gas diekspansi dalam turbin sampai
tekanan atmosferik, selanjutnya gas ini bersama-sama gas hasil pembakaran bahan
bakar tambahan digunakan untuk membangkitkan steam. Turbin gas dengan bahan
bakar gas alam digunakan untuk membangkitkan listrik sebesar 15 MW. Sedangkan
WHB dengan memanfaatakan gas panas keluaran turbin gas digunakan untuk
membangkitkan steam sebanyak 90,700 kg/jam pada tekanan 625 psig dan
temperatur 401

0

C. Package boiler merupakan unit yang digunakan untuk

membangkitkan steam sebesar 102,060 kg/jam pada tekanan 43.213 kg/cm2 dan
temperatur 399 0C. Kelebihan udara yang digunakan adalah sebesar 10%. Hasil
simulasi turbin gas, WHB dan package boiler dapat dilihat pada Tabel IV. 4.

Tabel IV. 3. Distribusi pemakaian gas alam di PT PUSRI
Laju alir, kmol/jam
Gas alam ke primary reformer
Untuk proses
Untuk bahan bakar
Gas alam utilitas
Turbin gas

%

2059.75

71.96%

1219.73
840.02

59.22%
40.78%

802.78

28.04%

303.40

37.79%

Package Boiler

344.89

42.96%

WHB

154.50

19.25%

Total gas alam

2862.53

Pada simulasi ini juga dilakukan penghitungan neraca massa steam pada
sistem produksi gas sintesis. Steam dibangkitkan melalui pertukaran panas dengan
aliran gas buang primary reformer (Auxiliary Boiler), aliran keluaran secondary
reformer dan aliran keluaran shift converter. Steam dibangkitkan pada tekanan tinggi
(HPS) 100 bar dan temperatur 460 0C, steam ini digunakan untuk memutar
kompresor gas sintesis pada proses pembuatan ammonia hingga mencapai 40 bar
350 0C (MPS). Steam bertekanan rendah ini digunakan sebagai steam proses, steam

46

penggerak dan utilitas lainnya. Perbandingan neraca massa steam dapat dilihat di
Tabel IV. 5.

Tabel. IV. 4. Neraca massa dan kondisi proses unit utilitas
Gas Turbine Generator ( GTG )
Beban, kW
Tekanan udara ambien, atm
Laju alir gas alam, kmol/jam
Laju alir udara, kmol/jam
Excess Air, %

Data
15000
1

Simulasi
15000
1
303.40
9819.12
204%

Temperatur gas keluar turbin, 0C

491.05

592.1

5038.89

5136.35

113

112.8

401
45.14
34.07
37.32

401
45.14
154.50
36.43
35.47

5670.00

4033.61

113

113

399
45.14

398.6
45.14
344.89
79.20

Waste Heat Boiler (WHB)
Laju alir steam, kmol/jam
0

Temperatur air masuk WHB, C
0

Temperatur steam keluar WHB, C
Tekanan steam, bar
Laju alir gas alam, kmol/jam
Beban panas gas buang, MW
Beban panas aux. firing, MW
Package Boiler (PB)
Laju alir steam, kmol/jam
0

Temperatur air masuk boiler, C
0

Temperatur steam keluar boiler, C
Tekanan steam, bar
Laju alir gas alam, kmol/jam
Beban panas, MW

Tabel IV. 5. Perbandingan neraca massa steam hasil simulasi dengan data PT PUSRI
Simulasi
Kebutuhan Panas, MW
- WHB
- BFW Coil
- HT + LT Steam Coil
- Auxiliary Boiler
Produksi steam, kg/jam
Konsumsi steam, kg/jam
- Steam Proses
- Kompresor udara
- Kompresor Gas Alam Proses
- Lain –lain

47

Data PUSRI

Selisih

63.70
13
37.87
24.3

63.7
13
38.57
23.15

0.00%
0.00%
1.80%
4.97%

251204

251204

0,00

76585
42145
2600
129875

76585
46800
2468
125351

0.00%
9.95%
5.35%
3.61%

Nilai-nilai dengan selisih sama dengan 0% merupakan nilai-nilai yang
ditetapkan sedangkan nilai lainnya merupakan nilai hasil simulasi. Nilai hasil
simulasi memiliki perbedaan dengan nilai data PUSRI. Hal ini disebabkan oleh
perbedaan nilai parameter proses seperti efisiensi perpindahan panas pada alat-alat
penukar panas dan efisiensi pada peralatan bergerak misal efisiensi isentropi dan
efisiensi mekanik turbin, kompresor dan pompa. Nilai yang digunakan pada simulasi
merupakan nilai yang biasa digunakan oleh Aspen sebesar 72%.

IV. 2. Simulasi Model I
Konfigurasi model ini merupakan hasil modifikasi dari model konvensional.
Pada model ini gas alam masih digunakan sebagai bahan baku dari pembuatan gas
produksi dan bahan bakar di primary reformer, sedangkan utilitas bahan bakar
dipenuhi

dengan

menggunakan

batubara.

Batubara

sebagai

bahan

bakar

dimanfaatkan energinya melalui proses pembakaran. Batubara yang digunakan
berasal dari Tanjung Enim dan termasuk ke dalam golongan subbituminuous. Skema
pemanfaatan batubara pada model ini dapat dilihat pada Gambar III. 3.
Proses pemanfataan batubara sebagai bahan bakar boiler pertama-tama harus
melewati tahap persiapan meliputi coal grinding, pencucian, pengangkutan dan lainlain baru kemudian dibakar. Simulasi ini tidak melibatkan proses persiapan batubara
melainkan langsung menuju proses pembakaran dengan menggunakan udara. Hasil
simulasi pemanfaatan batubara sebagai utilitas bahan bakar terdapat pada Tabel IV.
6.
Konfigurasi sistem utilitas terbagi menjadi dua, yang pertama (Model IA)
steam dibangkitkan seluruhnya pada tekanan 42.377 bar dan temperatur 401 0C.
Steam hasil pembangkitan ini kemudian dibagikan untuk keperluan steam ex WHB,
ex Package boiler dan pembangkitan listrik sebesar 15 MW. Konfigurasi kedua
(Model IB) adalah pembangkitan steam dilakukan pada tekanan dan temperatur
tinggi (151 bar, 577 0C). Steam tekanan tinggi ini kemudian digunakan untuk
membangkitkan listrik sebesar 15 MW hingga mencapai kondisi tekanan 42.377 bar
dan 401 bar, steam ini selanjutnya digunakan sebagai untuk mengganti steam ex
WHB dan Package Boiler, sistem ini dikenal dengan nama Cogeneration yakni
sebuah sistem pembangkitan listrik yang digabungkan dengan sistem pemenuhan

48

utilitas panas lainnya maupun penggunaan steam (fluida penggerak) pada proses
kimia lainnya.

Tabel IV. 6. Hasil simulasi sistem utilitas model I
Model IA

Model IB

Steam Turbine Generator
Beban, kW
Tekanan steam, bar
Temperatur, 0C
Laju alir steam, kmol/jam
Laju alir batubara, kg/jam
Tekanan keluar turbin, bar

15000
42.38
401.00
3858.83
8979
0.14

15000
151.65
577.24
10699.81
30369
42.38

Waste Heat Boiler (WHB)
Laju alir steam, kmol/jam
Temperatur air masuk WHB, 0C
Temperatur steam keluar WHB, 0C
Tekanan steam, bar
Laju alir batubara, kg/jam

5136.35
112.8
401
42.38
11715

5136.35

4033.61
112.8
401
42.38
13182

4033.61

33876

30369

Package Boiler (PB)
Laju alir steam, kmol/jam
Temperatur air masuk boiler, 0C
Temperatur steam keluar boiler, 0C
Tekanan steam, bar
Laju alir batubara, kg/jam
Total kebutuhan batubara

401
42.38
0

401
42.38
0

Dari Tabel IV. 6 terlihat bahwa banyaknya batubara yang dibutuhkan untuk
pembangkitan steam pada konfigurasi kedua lebih kecil 10% daripada konfigurasi
pertama. Hal ini disebabkan lebih sedikitnya steam yang harus dibangkitkan, namun
pada konfigurasi ini diperlukannya turbin uap bertekanan dan bertemperatur tinggi
yang memerlukan kekuatan material dan sistem isolasi yang sangat baik. Penentuan
konfigurasi mana yang lebih baik dapat ditentukan dengan melakukan kajian
ekonomi lebih lanjut. Secara keseluruhan sistem Cogeneration memiliki kinerja
yang lebih baik dibandingkan dengan single cycle karena menurunkan jumlah panas
yang dibuang ke lingkungan melalui unit kondenser.

49

IV. 2. Simulasi Model II
Pemanfaatan batubara sebagai utilitas bahan bakar pada konfigurasi ini
dilakukan melalui gasifikasi batubara terlebih dahulu untuk mengubah batubara
menjadi gas produser yang selanjutnya akan digunakan sebagai pengganti gas alam
sebagai bahan bakar gas. Gasifikasi dilakukan dengan menggunakan oksigen murni
yang dibeli dari luar unit gasifikasi. Skema pemanfaatan gas produser sebagai
pengganti gas alam dapat dilihat pada Gambar III.7. Konsumsi gas produser di
masing-masing unit dan kondisi proses yang digunakan dapat dilihat pada Tabel IV.
7.
Dari Tabel IV.7. dapat terlihat bahwa jumlah gas alam yang dibutuhkan
untuk membangkitkan listrik neto sebanyak 15 MW jauh lebih sedikit dibandingkan
dengan gas produser. Hal ini sesuai dengan nilai bakar gas alam yang jauh lebih
besar dibandingkan dengan gas produser (empat kali lipat). Pembakaran pada ruang
bakar turbin gas dilakukan dengan menggunakan udara lebih. Banyaknya udara lebih
ini diatur agar temperatur gas keluaran ruang bakar sebesar 926 0C. Beban
kompresor udara pada turbin gas juga meningkat karena lebih banyak udara yang
dibutuhkan untuk menghasilkan gas buang dengan temperatur 926 0C bahkan
mungkin memerlukan tambahan kompresor. Peningkatan laju alir bahan bakar dan
laju alir udara yang dibutuhkan juga akan memerlukan modifikasi pada sistem
perpipaan di turbin gas yang ada.
Produksi steam melalui WHB baik dari WHB gasifikasi maupun WHB turbin
gas menghasilkan jumlah steam yang lebih besar dari produksi WHB konvensional.
Jumlah steam dari WHB turbin gas meningkat karena meningkatnya laju alir gas
buang keluaran turbin gas oleh karena itu, tidak diperlukan lagi pembakaran bahan
bakar tambahan, sebaliknya beban package boiler pun menjadi lebih kecil (~ 60%
kapasitas saat ini). Meningkatnya jumlah gas buang pada WHB menyebabkan
perlunya modifikasi pada unit tersebut Kebutuhan gas produser pada package boiler
dua kali lipat dari kebutuhan gas alam, hal ini disebabkan jumlah produksi steam
hanya setengah dari kapasitas normalnya. Penurunan kapasitas ini mungkin akan
merubah efisiensi perpindahan pada package boiler.
Substitusi gas alam dengan gas produser pada package boiler memerlukan
modifikasi yang relatif lebih sedikit dibandingkan dengan turbin gas, banyaknya gas

50

buang yang dihasilkan baik dari pembakaran gas produser maupun gas alam
memiliki nilai yang tidak terlalu jauh berbeda sehingga modifikasi hanya diperlukan
di bagian ruang bakar dari boiler saja.
Tabel IV. 7. Konsumsi gas produser sebagai utilitas bahan bakar
Model
konvensional

Model II

Gas Turbine Generator
Beban, kW

15000

15000

Tekanan udara ambien, atm

1.00

1.00

Laju alir gas alam, kmol/jam

303

Laju alir gas produser, kmol/jam

1828

Laju alir udara, kmol/jam
Excess Air, %
0

Temperatur gas keluar turbin, C

9819

22837

308%

448%

521.11

589.68

Laju alir batubara, kg/jam

27704

Waste Heat Boiler GTG (WHB)
Laju alir steam, kmol/jam

5361.63

5361.63

Temperatur steam masuk WHB, C

113

35.9

Temperatur steam keluar WHB, 0C

401

401

42.38

42.38

0

Tekanan steam, bar
Laju alir gas alam, kmol/jam

154

Laju alir batubara, kg/jam

0

Waste Heat Boiler Gasifikasi
Laju alir steam, kmol/jam

2762.00
0

Temperatur steam masuk WHB, C

35.9

0

Temperatur steam keluar WHB, C

401

Tekanan steam, bar

42.38

Laju alir batubara, kg/jam

0

Package Boiler (PB)
Laju alir steam, kmol/jam

5670
0

2576.17

Temperatur air masuk boiler, C

113

113

Temperatur steam keluar boiler, 0C

399

401

42.38

42.38

Tekanan steam, bar
Laju alir gas alam, kmol/jam

345

Laju alir gas produser, kmol/jam

527.96

Laju alir batubara, kg/jam

8029.93

Total kebutuhan gas alam, kmol/jam
Total kebutuhan batubara, kmol/jam

802
35734

Konsumsi batubara untuk gasifikasi lebih besar dibandingkan dengan
konsumsi batubara via pembakaran langsung. Hal ini disebabkan oleh terjadinya

51

hilang panas pada proses gasifikasi yakni pada saat gas produser memasuki unit wet
scrubber. Hal yang yang tidak ikut dipertimbangkan selama simulasi yakni efisiensi
pembakaran batubara. Pada pembakaran batubara biasanya perambatan reaksi
pembakaran ke seluruh bahan bakar padat kurang sempurna sehingga biasanya akan
dihasilkan lebih banyak tar dibandingkan dengan gasifikasi. Namun hal ini dapat
diatasi dengan proses hidrodinamika pembakaran yang lebih baik.

IV. 4. Simulasi Model III
Konfigurasi pemanfaatan batubara pada model ini merupakan konfigurasi
maksimal. Pada konfigurasi ini batubara selain dimanfaatkan sebagai bahan bakar
juga dimanfaatkan sebagai bahan baku gas sintesis. Simulasi dimulai dengan
gasifikasi batubara dilanjutkan dengan pembersihan gas produser menghasilkan gas
produser yang bersih dan bertemperatur rendah. Gas ini selanjutnya memasuki
proses upgrading untuk meningkatkan kadar gas H2-nya. Proses upgrading gas
produser meliputi reaksi pergeseran CO, pemisahan CO2 dan atau metanasi. Prosesproses ini tentunya bukan proses yang asing di pabrik pupuk, hanya saja umpan gas
yang digunakan memiliki kandungan CO dan CO2 yang tinggi. Kondisi proses
gasifikasi dan pembersihan gas produser yang digunakan sama dengan kondisi
proses tersebut pada model II, sedangkan kondisi proses upgrading gas produser
sama dengan kondisi proses tersebut pada model konvensional. Perbandingan
komposisi gas keluaran secondary reformer dan gas produser bersih dapat dilihat
pada Tabel IV. 8, sedangkan diagram alir pembuatan gas sintesis dapat dilihat pada
Gambar IV. 2.
Gas produser hasil gasifikasi batubara merupakan gas yang kaya akan CO
dan CO2 namun miskin H2 dibandingkan dengan gas keluaran unit 2nd reformer
karena tingginya rasio C/H pada batubara. Mulai dari sini gas produser akan
melewati berbagai proses yang sama dengan gas keluaran 2nd reformer untuk
meningkatkan kandungan gas H2-nya. Proses utama pada upgrading gas produser
adalah pergeseran CO menjadi CO2 dengan menggunakan steam menghasilkan gas
H2. Karena kadar CO dalam gas produser cukup besar oleh karenanya kebutuhan
steam untuk proses ini cukup besar. Banyaknya steam yang dibutuhkan disesuaikan
sedemikian sehingga perbandingan antara steam dengan gas CO sama dengan

52

perbandingannya pada proses konvensional. Steam yang diperlukan diperoleh dari
WHB gasifikasi dan steam system berbahan baku gas produser.

Tabel IV. 8. Perbandingan komposisi gas keluaran reformer dengan gas produser
basis kering
No
1

Parameter
Komposisi gas:

Gas Keluaran Unit
2nd Reformer

Gas Produser

8.5%
35.9%
0.2%
5.0%
15.0%
23.2%
0.2%
35.2%
4.23
20.8%

60.3%
26.2%
0.0%
13.2%
0.0%
0.4%
0.0%
0.0%
0.43
73.5%

CO
H2
CH4
CO2
H2S
N2
Ar
H2O
2
3

H2/CO
CO + CO2

4

Laju alir molar, kmol/jam

5

Kebutuhan steam, kmol/jam

6

N2 lebih kg N2/kg NH3

0

5.24

N2 lebih kg N2/kg Urea

0

3.85

CO2 lebih kg CO2/kg NH3

0

3.25

CO2 lebih kg CO2/kg Urea

0

2.39

7

6755.95

5389.31
13481.3

Kapasitas shift converter yang terpasang saat ini hanya sebesar 115% dari
kapasitas yang tertera pada neraca massa sehingga diperlukan peningkatan kapasitas
(tiga kali lipat) dengan membangun unit baru. Selain itu hal perlu diperhatikan
adalah ketahanan katalis shift converter terhadap tingginya komposisi CO dan CO2
gas umpan. Pemakaian unit lama untuk mengolah umpan gas produser dapat
dilakukan namun kemungkinan besar akan menurunkan umur katalis.

53

BFW
Coal

Water

1

Gas produser

2
Air

3

Clean Gas Produser

4

O2

ASU

Siklon

N2

WHB

Filter

Steam

Gasifier

KO Drum

Scrubber

Abu
Liquid

To utility
Absorben

9

To Ammonia Synthesis

7
5

Steam

HTSC

8

6

LTSC

CO2 Removal

Methanator

H2O Removal

H2O

To CO2 stripper

Aliran
Temperatur, oC
Tekanan, bar
Komposisi, fraksi mol:
CO
H2
CH4
CO2
H 2O
O2
N2
Laju, kmol/jam
Laju alir kg/jam

Aliran
Temperatur, oC
Tekanan, bar
Komposisi, fraksi mol:
CO
H2
CH4
CO2
H2O
O2
N2
Laju, kmol/jam
Laju alir kg/jam

Coal
40

O2
50

Steam
253

1
2148

2
399

3
150

4

30.0

30.0

30.0

30.0

29.9

29.7

29.7

1

0.54
0.31
0.00
0.03
0.11

0.55
0.31
0.00
0.03
0.11

0.51
0.29
0.00
0.03
0.17

0.61
0.35
0.00
0.04
0.00

516
9287

6879
153170

6879
153170

7370
163309

5442
127141

5

6

7

8

9

432
30.1

235
28.4

70
26.7

324
23.5

35
24.3

0.61
0.35
0.00
0.04
-

0.01
0.24
0.00
0.20
0.55

0.00
0.24
0.00
0.21
0.54

0.00
0.99
0.00
0.00
0.01

0.00
0.98
0.00
0.00
0.01

0.00
0.99
0.00
0.00
0.00

5389
125627

0.00
18870
368493

0.00
18832
368493

0.00
4612
10477

0.00
4580
10477

0.00
4526
9510

40

1
92086

1742
55724

Clean Producer
Gas
40
29.7

Gambar IV. 2. Diagram alir pembuatan gas sintesis berbahan baku batubara dan
neraca massa hasil simulasi

54

Selain meningkatnya beban shift converter, beban CO2 Removal juga ikut
meningkat sekitar tiga kali lipat yang juga akan memerlukan pembangunan unit baru
dan tentunya meningkatkan penggunaan absorben. Perbedaan jumlah laju alir juga
menyebabkan perlunya modifikasi perpipaan terutama pada unit CO2 Removal yang
lama karena jumlah CO2 yang akan diserap menjadi lebih banyak sehingga jumlah
absorben yang dialirkan akan lebih banyak, selain itu kondisi kesetimbangan gas cair
di dalam absorber juga harus tetap terjaga. Pengaruh penggunaan gas produser
sebagai umpan terhadap efisiensi produksi unit-unit lama merupakan pembahasan
yang perlu dikaji lebih lanjut lagi.
Saat ini telah berkembang pula berbagai metode pemisahan CO2 pada
pembuatan gas sintesis dari gas produser produk gasifikasi batubara diantaranya
Selexol dan Rectisol. Pada simulasi ini pemisahan CO2 dilakukan dengan
menggunakan Larutan Benfield yang selanjutnya akan memasuki unit metanator.
Pada pemisahan dengan menggunakan selexol dan rectisol biasanya tidak lagi
diperlukan metanator karena aliran gas keluaran CO2 Removal sudah cukup bersih
dan bisa digunakan sebagai bahan baku ammonia synthesis.
Pada simulasi sistem utilitas listrik dan steam gas produser digunakan
sebagai bahan bakar turbin gas dan package boiler saja karena pembangkitan steam
dari WHB turbin gas sudah mencukupi kebutuhan steam sebagai utilitas di pabrik
urea mirip dengan pembangkitan steam pada simulasi model II. Berbeda dengan
simulasi pada model II, pada model ini unit primary dan secondary reformer tidak
digunakan lagi, oleh karena itu beban penyediaan utilitas steam bertambah seiring
dengan adanya kebutuhan steam dari steam system. Selain itu juga dibutuhkan steam
proses sebagai umpan unit shift converter. Pada sistem ini steam yang diproduksi
dari WHB gasifikasi sangat banyak sehingga package boiler hanya beroperasi 30%
dari kapasitas saat ini.
Pada simulasi model ini, oksigen murni didapat dari pemisahan udara melalui
proses kriogenik. Dari unit ini dihasilkan pula nitrogen yang digunakan pada
ammonia synthesis. Namun besarnya kebutuhan udara gasifikasi batubara sehingga
produksi nitrogen menjadi berlebih. Kelebihan nitrogen merupakan produk samping
yang dapat dijual. Selain kelebihan nitrogen pada simulasi ini juga terjadi kelebihan

55

CO2. CO2 yang dihasilkan dari unit absorbsi CO2 dijadikan bahan baku dari urea,
namun tingginya CO2 yang dihasilkan dari proses ini menyebabkan terjadi kelebihan
CO2. Perhitungan N2 lebih dan CO2 lebih dilakukan dengan perhitungan neraca
massa sederhana yang dapat dilihat pada Tabel IV. 8.

IV. 5. Perbandingan Model
IV. 5. 1. Konsumsi Bahan Bakar
Simulasi sistem utilitas steam dan listrik dilakukan untuk menghasilkan
kebutuhan batubara pada setiap model konfigurasi pemanfaatan batubara.
Perbandingan konsumsi gas alam dan konsumsi batubara untuk masing-masing
model dapat dilihat pada Tabel IV. 9.
Secara umum konsumsi batubara untuk model I dan II tidak jauh berbeda
karena secara keseluruhan neraca energi kedua model ini sama. Jumlah batubara
model II sedikit lebih tinggi karena terjadi hilang panas pada saat pembersihan gas
produser. Pada proses ini gas produser yang masih memiliki temperatur sebesar 400
0

C dicampur dengan air untuk menghilangkan tar pada gas sehingga tidak

terkondensasi unit-unit lain dan mengganggu proses selanjutnya. Konsumsi batubara
tertinggi tentu saja dimiliki oleh model III, hal ini disebabkan beban panas steam
system ditanggung oleh pembakaran gas produser melalui auxiliary boiler.
Dari Tabel IV. 9 terlihat bahwa pengurangan konsumsi gas alam untuk model
I dan II adalah sebesar 28.4% (dari 2825 kmol/jam menjadi 2023 kmol/jam)
sedangkan untuk model III konsumsi gas alam menjadi nol dan 100% digantikan
oleh batubara

IV. 5. 2. Neraca Massa Steam
Neraca massa produksi-konsumsi steam untuk setiap model dapat dilihat
pada Tabel IV. 10. Steam system pada simulasi ini meliputi tiga macam tekanan
steam yang dapat dilihat pada Tabel IV. 11. Spesifikasi steam ini digunakan pada
simulasi pembangkitan steam. Produksi steam model IA terlihat lebih tinggi
dibandingkan dengan model konvensional hal ini disebabkan meningkatnya produksi
steam untuk membangkitkan listrik sebagai pengganti turbin gas, sedangkan untuk

56

model IB produksi uap sama dengan pada model konvensional dengan melakukan
Cogeneration.
Tabel IV. 9. Konsumsi gas alam dan batubara untuk setiap model konfigurasi
Aliran
A. Primary Reformer
Proses
Gas Alam
Gas produser
Konsumsi b.bara
Bahan bakar
Gas Alam
Gas produser
Konsumsi b.bara
B. Package Boiler
Gas Alam
Gas produser
Konsumsi b.bara
C. WHB
Gas Alam
Gas produser
Konsumsi b.bara
D. Gas turbine
Gas Alam
Gas produser
Konsumsi b.bara
E. Boiler Batubara
Gas Alam
Gas produser
Konsumsi b.bara
F. Total
Gas Alam
Gas produser
Konsumsi b.bara

Satuan

Konvensional

Model IA

Model IB

Model II

Model III

kmol/jam
kmol/jam
kg/jam

1220
0
0

1220
0
0

1220
0
0

1220
0
0

0
5389
92086

kmol/jam
kmol/jam
kg/jam

803
0
0

803
0
0

803
0
0

803
0
0

0
2862
45111

kmol/jam
kmol/jam
kg/jam

345
0
0

0
0
0

0
0
0

0
528
8030

0
361
5695

kmol/jam
kmol/jam
kg/jam

154
0
0

0
0
0

0
0
0

0
0
0

0
0
0

kmol/jam
kmol/jam
kg/jam

303
0
0

0
0
0

0
0
0

0
1828
27704

0
1773
27949

kmol/jam
kmol/jam
kg/jam

0
0
0

0
0
33876

0
0
30369

0
0
0

0
0
0

kmol/jam
kmol/jam
kg/jam

2825
0
0

2023
0
33876

2023
0
30369

2023
2356
35734

0
10385
170840

Lain halnya dengan produksi uap model II, pada model ini produksi sedikit
lebih banyak karena diperlukan steam tambahan sebagai umpan dari gasifikasi.
Model III tentu saja memproduksi dan mengkonsumsi steam paling banyak karena
selain meningkatnya kebutuhan steam untuk gasifikasi juga tingginya kebutuhan
steam untuk upgrading gas produser. Secara keseluruhan pembangkitan steam

57

melalui WHB gasifikasi memproduksi steam yang lebih dari cukup untuk memenuhi
kebutuhan unit gasifikasi sendiri bahkan bisa menurunkan beban package boiler.
Steam untuk gasifikasi diperlukan pada tekanan 30 bar pada keadaan jenuh. Steam
dihasilkan dengan menurunkan temperatur steam utilitas melalui desuperheater.
Pemenuhan steam dari WHB turbin gas berbahan baku gas produser pun tidak
memerlukan bahan bakar tambahan, hal ini disebabkan besarnya laju alir gas buang
turbin gas.

Tabel IV. 10. Neraca massa steam untuk setiap model konfigurasi
Konvensional

Model
IA

Model
IB

Model
II

Model
III

Produksi
Steam System (Aux boiler)
WHB GTG
Package Boiler
WHB Gasifikasi
Boiler Batubara
Total kg/hr

Kg/jam
Kg/jam
Kg/jam
Kg/jam
Kg/jam
Kg/jam

248506
90700
102060
0
0
441266

248506
0
0
0
262278
510783

248506
0
0
0
192760
441266

248506
96591
46410
53332

248506
97783
33239
245106

444839

624634

Konsumsi
HPS :Syngas Compresor
MPS :1st dan 2nd Reformer
MPS dan LPS : Utilitas
Shift Converter
Utilitas Pabrik urea
Gasifikasi
Turbin Uap
Total

Kg/jam
Kg/jam
Kg/jam
Kg/jam
Kg/jam
Kg/jam
Kg/jam
Kg/jam

248506
76585
171921
0
192760
0
0
441266

248506
76585
171921
0
192760
0
69518
510783

248507
76585
171922
0
192760
0
192760
441267

248506
76585
171921
0
192760
3573
0
444839

248506
0
171921
242869
192760
17084
0
624634

Tabel IV. 11. Tingkatan tekanan steam proses dan steam utilitas
Tingkatan
HP steam turbin
HP steam system
MP steam system
MP steam utilitas
LP steam system

Tekanan, bar
105
100
40
42.38
4.68

Temperatur 0C
577
460
350
401
250

IV. 5. 3. Daftar Investasi Peralatan
Daftar

peralatan

tambahan

yang

dibutuhkan

untuk

masing-masing

konfigurasi dapat dilihat pada Tabel IV. 12. Daftar peralatan utama ini menentukan
besarnya investasi yang harus dikeluarkan untuk setiap model konfigurasi
pemanfataan batubara. Untuk model I diperlukan investasi boiler batubara sebagai

58

pengganti package boiler dan WHB ditambah dengan turbin uap untuk
memproduksi listrik pengganti turbin gas. Hal ini dilakukan karena bahan bakar gas
alam digantikan dengan batubara yang berbentuk padatan. Perbedaan antara model
IA dan IB hanya dari kapasitas boiler dan jenis turbin uap yang diperlukan. Dari segi
kapasitas boiler kedua turbin memiliki beban yng tidak terlalu jauh berbeda, namun
dari segi turbin uap sangat berbeda jauh. Turbin uap bertekanan tinggi membutuhkan
ketahanan material yang lebih tinggi, isolasi rumah turbin yang lebih baik dan sistem
pengendalian getaran yang lebih ketat.
Berbeda dengan model I, pada model II unit-unit package boiler, WHB dan
turbin gas masih digunakan namun memerlukan modifikasi pada sistem perpipaan
bahan bakar dan udara. Selain itu modifikasi pada bagian ruang bakar pun
diperlukan terutama untuk mengatasi perbedaan karakteristik pembakaran antara gas
produser dan gas alam. Investasi untuk model II juga mencakup satu unit gasifikasi
batubara dan sistem unit pembersihan gas produser yang meliputi siklon, WHB,
scrubber, KO drum dan filter.
Investasi terbesar tentu saja diperlukan oleh model III. Pada model ini tidak
diperlukan lagi unit primary dan secondary reformer karena gas alam sepenuhnya
diganti dengan gas produser hasil gasifikasi. Untuk mencapai kapasitas produksi
NH3 sebesar 1200 ton per hari tentu saja memerlukan jumlah gas produser yang
sangat banyak sehingga diperlukan unit gasifikasi yang besar (lima kali lipat dari
model II). Pemenuhan kebutuhan gas oksigen sebagai media penggasifikasi pada
model ini dilakukan dengan menggunakan ASU (Air Separation Unit) sehingga
diperlukan investasi untuk unit ini.
Beberapa unit pada proses pembuatan gas sisntesis konvensional yang masih
dapat digunakan adalah shift converter dan CO2 removal. Namun beberapa hal perlu
diperhatikan seperti umur katalis dan laju alir absorben. Pada model ini juga
diperlukan boiler tambahan sebagai pengganti WHB dari aliran-aliran pada sistem
pembuatan gas sintesis konvensional. Selain itu juga perlu adanya modifikasi
perpipaan pada unit shift converter karena diperlukannya pencampuran steam
dengan gas produser bersih sebelum memasuki shift converter. Sistem perpipaan
pada steam system juga perlu di modifikasi untuk mengatur pipa-pipa yang menuju

59

WHB dan pipa-pipa yang tadinya menuju primary dan secondary reformer menuju
shift converter.

Tabel IV. 12. Daftar inventarisasi peralatan utama untuk setiap model konfigurasi
Konvensional

Model
IA

Model
IB

Model
II

1
1
1
1
1
1
1

1
1
1
1
1
1
1

1
1
1
1
1
1
1

1
1
1
1
1
1
1

1
1
1

1

1

1
1
1
1

Alat Utama
Primary Reformer
Secondary Reformer
HTSC
LTSC
CO2 Absorber
CO2 Stripper
Metanator
Gasifier
Siklon
Scrubber
Sulphur Removal
ASU
New Shift Converter
New CO2 Absorber
New CO2 Stripper
Utilitas Steam
Steam System
WHB GTG
Package Boiler
WHB Gasifikasi
Boiler Batubara + Steam Turbine
Generator
Auxiliary Boiler

1

Model
III

1
1
1
1
1
1
1
1
1
1
1
1
1

1
1
1

1
1

Utilitas Listrik dan Rotating
Equipment
GTG
Turbin uap HP
Turbin uap MP
Condenser
Syngas Compresor
Kompresor udara

1

1

1

1
1
1

1
1
1

1
1
1
1

1
1

1
1

IV. 6 Evaluasi Kelayakan Ekonomi
Selain kajian teknis dari masing-masing model konfigurasi perlu dilakukan
juga evaluasi kelayakan ekonomi untuk masing-masing konfigurasi. Besar kecil
investasi yang harus dikeluarkan tidak selalu menjadi patokan utama layak tidaknya

60

suatu proyek. Pada bagian ini akan dilakukan evaluasi kelayakan ekonomi dari
masing-masing model denga menghitung besaran-besaran ROI, NPV, IRR dan PBP.
Selain itu juga akan dilakukan sensitiviy analysis terhadap besaran-besaran investasi,
harga jual, harga bahan baku dan kapasitas produksi.
Dalam melakukan perhitungan kelayakan ekonomi diatas digunakan asumsiasumsi sebagai berikut :
- Harga batubara

: 35 USD/ton

- Harga steam

: 10 USD/ton

- Harga N2 cair

: 50 USD/ton

- Harga listrik

: 65 USD/MWh

- Bunga bank

: 8 %/tahun

- Pajak pendapatan

: 30%

- Nilai tukar rupiah

: 10000 Rp/USD

- Umur pabrik

: 15 tahun

Penjualan produk dari masing-masing model dihitung berdasarkan produk yang
memiliki nilai jual yang dihasilkan oleh masing-masing model. Berikut ini
merupakan daftar produk yang dihasilkan pada masing-masing model.
-

Model IA dan IB : listrik dan steam bertekanan sedang

-

Model II : cleaned producer gas dan steam dari WHB gasifikasi

-

Model III : upgraded producer gas, steam dari WHB gasifikasi dan nitrogen cair
dari unit ASU.

Investasi yang dilakukan pada model IA meliputi instalasi boiler batubara dan turbin
uap. Evaluasi ekonomi untuk model IA cukup menarik karena slelain investasi yang
diperlukan relatif kecil biaya operasinya pun reandah. Namun nilai ROI masih
rendah dibandingkan dengan bunga bank, namun dari syarat IRR model ini layak
secara ekonomi. Investasi model IB lebih menraik lagi karena dengan investasi yang
tidak berbeda jauh dengan model IA naumn biaya operasinya lebih rendah sehingga
ROI dan IRR jauh lebih menarik. Hal ini membuktikan bahwa sistem cogeneration
lebih efisien dari segi konsumsi bahan baku dan bahan bakar.

Perbandingan

kelayakan ekonomi dari masing–masing model dapat dilihat pada Tabel IV. 13.
Sensitivity analysis untuk model IA dapat dilihat pada Gambar IV. 3. Dari
sensitivity analysis terlihat bahwa nilai NPV sangat tergantung pada harga jual

61

produk sedangkan nilai IRR sangat bergantung pada harga jual dan investasi. Hal
yang sama terjadi pada model IB. Sensitivity analysis untuk model ini dapat dilihat
pada Gambar IV. 4.

Tabel IV.13. Evaluasi kelayakan ekonomi untuk masing-masing model konfigurasi
Model IA
Investasi, USD
Total Sales, USD
Production Cost, USD
Main Material Cost, USD
Auxiliary Cost, USD
Labor, USD
Plant Overhead, USD
Operating Expenses, USD
Net Profit, USD
ROI, %
NPV, USD
IRR, %
PBP, tahun

Model IB

Model II

Model III

34,795,046.98
23,820,800

34,139,877.99
23,220,800

42,740,422.77
42,244,479

302,607,655.61
234,812,719

8,284,117
8,141,630
48,000
1,098,349
6,263,174
(141,370)
5.91%
33,196,024
18.53%
8.6

8,657,558
6,147,507
48,000
1,098,349

21,508,021
5,870,768
48,000
1,102,629
7,457,854
4,288,527
15.80%
12,174,864
12.191%
11.5

48,031,627.69
97,010,441.05
96,000
1,205,990.50
53,178,439
24,591,057
14.02%
49,147,735
10.537%
13

6,176,338
676,304
8.39%
41,727,922
21.411%
7.3

Investasi pada model II meliputi gasifer, unit persiapan batubara, unit
pembersihan gas dan modifikasi pada turbin gas, WHB dan package boiler.
Kapasitas gasifier di model ini rlatif kecil sehingga pembangunan gasifier sebaiknya
di dekat pabrik lama. Berbeda dengan investasi pada model III yang meliputi model
II ditambah dengan new shift converter dan new CO2 Removal dan instalasi
perpipaan gas produser. Besarnya kapasitas gasifier memberikan pertimbangan
untuk membangun unit baru di luar pabrik disamping untuk mengatasi kesulitan
pengaturan lahan juga mengurangi ongkos pengangkutan batubara.sebagai gantinya
gas produser bersih dialirkan melalui pipa menuju pabrik lama, sedangkan lokasi
unit gasifier dan lain-lain berada dekat dengan tambang batubara. Kebergantungan
kedua model ini terhadap harga jual gas produser dapat dilihat pada Gambar IV. 5
dan 6.
Untuk model II dan III evaluasi kelayakan ekonomi tampak sangat menarik
walaupun nilai investasi yang dikeluarkan sangat besar. Namun nilai ini sangat
bergantung pada harga jual gas produser, harga yang digunakan pada perhitungan ini
adalah sebesar 9 USD/MMBtu, harga ini masih relatif sangat mahal dibandingkan
dengan harga gas alam saat ini, walaupun begitu harga ini merupakan harga gas

62

produser bersih (pada model II) yang setara dengan gas keluaran secondary reformer
dan gas produser yang kaya akan gas H2 (pada model III) yang setara dengan gas
keluaran unit metanator. Oleh karena itu perlu dilakukan penghitungan harga gas
keluaran secondary reformer dan gas keluaran metanator untuk melakukan
perbandingan yang lebih tepat. Dari penghitungan jumlah gas alam dibandingkan
dengan jumlah gas produser dengan melibatkan nilai kalornya, model II akan
ekonomis jika harga gas alam mencapai 6.5 USD.MMBtu sedangkan model III akan
ekonomis jika harga gas alam mencapai 8 USD/MMBtu.
Biaya yang besar juga diperlukan pada penyediaan oksigen terutama dari
biaya utilitas listrik. Proses pemisahan udara merupakan proses yang banyak
mengkonsumsi listrik terutama untuk kompresor udara. Hal ini dapat diatsi dengan
melakukan gasifikasi menggunakan media penggasifikasi udara. Pada proses ini
tidak diperlukan pemisahan udara namun tentu saja akan meningkatkan laju alir gas
dan kapasitas perlatan selanjutnya. Kajian mengenai gasifikasi batubara dengan
udara untuk menghasilkan gas sintesis bahan baku ammonia perlu dilakukan lebih
lanjut lagi. Sensitivity analysis untuk model II dan III dapat dilihat pada Gambar IV.
6 dan IV. 7.
Terlihat pada gambar bahwa kedua model ini sangat sensitif terhadap semua
parameter. Selain itu keduanya juga tidak fleksibel pada penurunan kapasitas dan
harga jual begitupun sebaliknya kenaikan investasi dan harga bahan baku. Hal ini
menunjukkan bahwa pemanfaatan batubara di pabrik pupuk pada saat ini masih pada
kondisi kritis namun akan semakin layak bila harga gas alam semakin naik sehingga
harga gas produser mulai bersaing dengan gas alam. Secara keseluruhan
pemanfaatan batubara di pabrik pupuk sebaiknya untuk sementara dilakukan dengan
menggunakan konfigurasi model IB karena tidak membutuhkan investasi yang
terlalu besar sehingga cukup layak dari segi ekonomi.
Pemanfaatan batubara sebagai bahan bakar melalui proses gasifikasi juga
merupakan sebuah alternatif yang cukup menarik karena unit-unit lama masih dapat
digunakan hanya memerlukan sedikit modifikasi. Evaluasi untuk model ini belum
cukup menarik karena dari segi investasi lebih besar karena diperlukan tambahan
WHB dan juga biaya operasinya yang cukup besar karena membutuhkan umpan
berupa oksigen murni.

63

Sensitivity Analysis
9.00E+07
8.00E+07
7.00E+07
6.00E+07

NPV

5.00E+07
4.00E+07
3.00E+07
2.00E+07
1.00E+07

-50%

-40%

-30%

-20%

Investment

0.00E+00
-10%
0%

Sales

10%

20%

Raw Material

30%

40%

50%

Capacity

Sensitivity Analysis
40%
35%
30%

IRR

25%
20%
15%
10%
5%
0%
-50%

-40%

-30%

-20%

Investment

-10%

0%

Sales

10%

20%

Raw Material

30%

Capacity

Gambar IV. 3. Sensitivity analysis dari model IA.

64

40%

50%

Sensitivity Analysis
1.00E+08
9.00E+07
8.00E+07
7.00E+07

NPV

6.00E+07
5.00E+07
4.00E+07
3.00E+07
2.00E+07
1.00E+07

-50%

-40%

-30%

0.00E+00
-10%
0%

-20%

Investment

10%

Sales

20%

Raw Material

30%

40%

50%

Capacity

Sensitivity Analysis
40%
35%
30%

IRR

25%
20%
15%
10%
5%
0%
-50%

-40%

-30%

-20%

Investment

-10%

0%

Sales

10%

20%

Raw Material

30%

Capacity

Gambar IV. 4. Sensitivity analysis model IB

65

40%

50%

Sensitivity Analysis
1.20E+08
1.00E+08

NPV

8.00E+07
6.00E+07
4.00E+07
2.00E+07

-50%

-40%

-30%

0.00E+00
-10%
0%

-20%

Investment

10%

Sales

20%

Raw Material

30%

40%

50%

Capacity

Sensitivity Analysis
40%
35%
30%

IRR

25%
20%
15%
10%
5%
0%
-50%

-40%

-30%

-20%

Investment

-10%

0%

Sales

10%

20%

30%

Raw Material

Gambar IV. 5. Sensitivity analysis model II

66

40%

Capacity

50%

Sensitivity Analysis
6.00E+08
5.00E+08

NPV

4.00E+08
3.00E+08
2.00E+08
1.00E+08

-50%

-40%

-30%

-20%

Investment

0.00E+00
-10%
0%

Sales

10%

20%

Raw Material

30%

40%

50%

40%

50%

Capacity

Sensitivity Analysis
35%
30%
25%

IRR

20%
15%
10%
5%
0%
-50%

-40%

-30%

-20%

Investment

-10%

0%

Sales

10%

20%

30%

Raw Material

Capacity

Gambar IV. 6. Sensitivity analysis model III

IV. 7. Aspek Lingkungan Pemanfaatan Batubara
Batubara dikenal sebagai sumber energi yang kotor karena tar yang
dihasilkan, selain itu juga tingginya kadar komponen carbon (C) dalam batubara
membuat gas buang hasil pembakaran batubara memiliki kandungan CO2 yang
sangat tinggi. Sekalipun batubara digunakan sebagai bahan baku gas sintesis

67

kandungan CO2 yang dihasilkan dari unit pemisahan CO2 pun tetap tinggi dan lebih
dari cukup untuk digunakan sebagai bahan baku urea. Berikut ini merupakan besar
emisi CO2 untuk masing-masing model dibandingkan dengan besar emisi CO2 pada
pembakaran gas alam (konvesional).
Tabel IV. 14. Emisi CO2 untuk setiap model konfigurasi
Model
Model IA
Konvensional
Komposisi gas buang pembakaran di boiler, fraksi mol
O2
0.017
0.019
CO2
0.096
0.149
H 2O
0.173
0.089
N2
0.714
0.742
Emisi CO2, kg/kg Steam
0.180
0.245
Emisi CO2, kg/kWh
1.084
1.1341
Emisi CO2, kg/kg NH3
0
0
Emisi CO2, kg/kg Urea
0
0
Parameter

Model IB

Model II

Model III

0.019
0.149
0.089
0.742
0.298
3.836
0
0

0.016
0.213
0.120
0.644
0.327
3.523
0
0

0.016
0.213
0.120
0.644
0.327
3.523
3.255
2.392

Dari Tabel IV. 14 terlihat bahwa emisi tertinggi dihasilkan dari pembakaran
gas produser hal ini disebabkan telah terjadi pembakaran sebelumnya dengan
menggunakan oksigen murni pada proses gasifikasi sehinnga tidak terjadi
pegenceran produk. Secara umum proses melibatkan batubara memberikan emisi
CO2 yang lebih tinggi dari pembakaran gas alam. Gas CO2 merupakan gas rumah
kaca oleh karena itu proses pemanfaatannya maupun pengurangan emisi CO2
merupakan bahasan yang cukup menarik proses yang melibatkan batubara.
Meskipun emisi CO2 pada model III lebih tinggi namun pada model ini terjadi
pengambilan CO2 dari aliran gas sehingga memudahkan dari segi pemanfaatannya.
Untuk negara-negara maju yang mengkonsumsi banyak energi atau dengan
kata lain menghasilkan emisi CO2 yang besar diberlakukan CO2-tax, yakni
pembayaran denda akibat mengeluarkan emisi melebihi batas tertentu. Lain halnya
dengan negara-negara yang memiliki hutan yang luas, negara tropis pada umumnya,
negara-negara ini dianggap memiliki pabrik pengolahan CO2 dan jika emisi CO2 dari
negara-negara ini belum melampaui batas emisinya, mereka berhak untuk menjual
sertifikat kepada negara-negara yang mengeluarkan emisi CO2 berlebih. Mekanisme
ini dikenal sebagai Clean Development Mechanism (CDM).

68

Indonesia sebagai negara berkembang saat ini belum ikut terlibat dalam
CDM, namun dalam beberapa saat tentunya akan terlibat juga. Indonesia sebagai
negara tropis dan memiliki hutan yang cukup luas memiliki keleluasaan dalam hal
batasan emisi CO2. Namun, hal ini bukan berarti tidak perlu dilakukan pengurangan
emisi CO2 sama sekali.
Selain CO2 pemanfaatan batubara juga akan menghasilkan abu dan air yang
mengandung tar. Pemanfaatan abu saat ini telah banyak dilakukan diantaranya
sebagai bahan campurann pada pembuatan batako maupun semen, bergantung dari
karakteristik abu, sedangk