STUDI KASUS PEMBANGUNAN MINI LPG PLANT DENGAN MEMANFAATKAN FLARE GAS PADA LAPANGAN X DITINJAU DARI ASPEK TEKNIS DAN EKONOMIS

STUDI KASUS PEMBANGUNAN MINI LPG PLANT DENGAN MEMANFAATKAN FLARE GAS PADA LAPANGAN “X” DITINJAU DARI ASPEK TEKNIS DAN EKONOMIS Reza Yudha Pramono * Prof. Dr.-Ing. Ir. Rudi Rubiandini, R. S. ** Sari Flare gas atau gas buang hasil dari produksi minyak bumi sering dinilai tidak ekonomis dan selama ini dibuang dengan cara dibakar di flarestack. Namun,saat ini, unit Mini LPG Plant mulai diterapkan di berbagai lapangan gas ataupun minyak untuk mencegah pembuangan flare gas yang berlebihan. Secara teknis, hasil produksi LPG yang optimum dipengaruhi oleh variabel-variabel seperti komposisi gas masukan, tekanan, temperatur, dan desain peralatan. Untuk mengantisipasi hal-hal tersebut, maka telah coba dikembangkan sebuah program komputer yang menggunakan metoda flash calculation dan korelasi-korelasi tertentu lainnya yang dapat memperkirakan jumlah produksi optimum LPG, lean gas dan kondensat. Lebih lanjut, perkiraan jumlah produksi tersebut dapat digunakan untuk menghitung nilai ekonomis suatu desain LPG Plant. Pemilihan kondisi tekanan tinggi dan temperatur rendah pada Demetanizer-Deetanizer diperlukan untuk menghasilkan fraksi liquid yang banyak mengandung komposisi C 3 dan C 4 yang optimum. Sedangkan untuk Depropanizer-Debutanizer, temperatur relatif tinggi dan tekanan relatif rendah dengan sistem reflux dibutuhkan agar fraksi uap yang mengandung komponen LPG banyak didapat dan akhirnya dicairkan pada proses produksi selanjutnya. Perhitungan finansial pada kondisi minimum, most probable, dan maksimum sangat penting untuk menilai kelayakan proyek ini di bidang ekonomi. Kata kunci: LPG Plant, Flash Calculation, Demetanizer-Deetanizer, Depropanizer-Debutanizer, Analisa sensitifitas keekonomian Abstract Flare gas or residual gas which produced from crude oil production usually supposed non-economic and set on fire in flare stack. But, today, mini LPG plant starts to be applied in various gas or oil field to prevent excessive flare gas burning. Technically, the optimum LPG production is affected by variables such as feeding gas composition, pressure, temperature and processing equipment design. To anticipate that case, it has been developed a computer program using flash calculation method and other correlations in order to get some amount of optimum lean gas, LPG and condensate production. Furthermore, the estimation of production amount can be used to calculate the economic value of LPG plant design. The choice to choose high pressure and low temperature relatively in Demetanizer-Deetanizer are needed to produce more liquid fraction which has optimum C 3 and C 4 composition. Whereas for DepropanizerDebutanizer, low pressure and high temperature relatively with reflux system are needed to get vapor fraction that contain much LPG component which is liquified in future process. Financial calculations at minimum, most probable and maximum condition are very important to assess the feasibility of this project in economic aspect. Key words: LPG Plant, Flash Calculation, Demetanizer-Deetanizer, Depropanizer-Debutanizer, Economic sensitivity analysis

*) Mahasiswa Program Studi Teknik Perminyakan Institut Teknologi Bandung **) Dosen Pembimbing Program Studi Teknik Perminyakan Institut Teknologi Bandung

Reza Yudha Pramono – 12206053 | Semester II 2010/2011

1

I.

PENDAHULUAN

Gas merupakan salah satu hasil dari pengolahan fluida hidrokarbon yang telah melalui proses pemisahan dari minyak bumi. Jika jumlah dan komponen gas dinilai tidak layak dan tidak ekonomis, dalam arti bertekanan rendah dan memiliki laju alir produksi kecil, maka gas tidak dimanfaatkan tetapi dibakar di flare stack. Gas yang akan dibakar di flare stack ini diberi istilah flare gas. Sebenarnya, flare gas juga dapat dimanfaatkan layaknya gas konvensional pada umumnya. Hanya saja diperlukan proses pengkondisian awal tertentu sehingga membutuhkan ketersediaan peralatan dan fasilitas tertentu pula. Apabila setelah diperhitungkan proses pengolahan flare gas bernilai ekonomis, maka gas tersebut dapat diolah sedemikian rupa dengan proses khusus untuk meningkatkan nilai jualnya menjadi bahan bakar berupa liquid yang biasa disebut LPG (Liquified Petroleum Gas). Pembangunan mini LPG plant merupakan salah satu cara untuk mengolah flare gas menjadi bahan bakar bermanfaat. Dengan adanya program pemerintah untuk konversi minyak tanah ke LPG, maka permintaan akan bahan bakar ini akan meningkat seiring dengan berjalannya waktu. Oleh karena itu, pembangunan mini LPG plant dengan memanfaatkan flare gas diharapkan menjadi suatu solusi terhadap permasalahan kurangnya pasokan LPG di masyarakat dan juga isu lingkungan untuk mengurangi dampak Global Warming. Maka dari itu, diperlukan penilaian kelayakan pembangunan mini LPG plant untuk mengolah flare gas ditinjau dari aspek teknis dan ekonomis. Metode yang digunakan adalah dengan melakukan Flash Calculation dengan menggunakan prinsip trial and error untuk mencapai optimalisasi produksi dalam penentuan kesetimbangan gas-liquid. Prinsip trial and error ini dilakukan dengan menentukan beberapa kombinasi nilai tekanan dan temperatur yang sesuai untuk suatu flare gas yang memiliki komposisi tertentu. Kombinasi nilai tekanan dan temperatur tersebut

belum tentu akan cocok untuk flare gas lain yang berbeda komposisinya. Selanjutnya dilakukan analisa keekonomian berdasarkan hasil Flash Calculation dan desain peralatan. Penilaian kelayakan berdasarkan pada parameter-parameter output ekonomi dan juga dapat dilihat dari sensitivitas terhadap perubahan masing-masing parameter input.

II.

TEORI DASAR

2.1. Sifat-Sifat Termodinamika Gas dan Efek Joule Thomson Gas adalah suatu fluida homogen dengan viskositas dan densitas rendah yang tidak memiliki volume yang tetap tetapi mengembang secara sempurna memenuhi wadah yang ditempati (Ahmad) 3). Keadaan gas ditentukan oleh kondisi tekanan, temperatur dan volume. Salah satu sifat penting dari gas adalah sifat termodinamika dan efek Joule Thomson. Disadur dari Donald L. Katz dkk 4), prinsip termodinamika diterapkan secara luas pada perhitungan dan perkiraan sifat-sifat fluida hidrokabon. Sifat-sifat termodinamika seperti pengaruh dan perhitungan enthalpi gas pada data PVT, panas laten dan tekanan uap, spesifik panas gas-liquid, panas penguapan, pengaruh tekanan terhadap enthalpi fluida kompresibel (gas), grafik enthalpi-enthropi natural gas untuk perkiraan perubahan temperatur ketika gas diekspansi atau ketika kerja reversibel dilakukan dengan kompresi, merupakan sifat-sifat yang penting dari gas hidrokarbon. Efek JouleThomson merupakan suatu sifat termodinamika yang begitu penting untuk peralatan pemroses di permukaan terutama pada peralatan pendingin (cooler) di mana dalam Tugas Akhir ini efek tersebut diterapkan pada peralatan Demethanizer-Deethanizer. Fenomena pada pemisahan kondensat dari natural gas adalah proses pendinginan, di mana terjadi apabila tekanan gas diturunkan. Temperatur penurunan dengan satu atau dua penyebab. Ketika natural gas diekspansi dari tekanan tinggi (1500-2000 psia) ke tekanan yang lebih rendah tanpa adanya transfer panas atau kerja yang dilakukan (ekspansi dengan


2

enthalpi konstan), hal itu akan menyebabkan temperatur drop atau efek refrigerasi (pendinginan) normal. Hal ini dikenal dengan efek Joule-Thomson. Proses tersebut biasa terjadi pada turbin ekspansi, di mana sistem gas tidak melakukan kerja. Keuntungan dengan adanya penurunan tekanan pada tekanan tinggi sehingga terjadi penurunan temperatur adalah berupa terjadinya penurunan temperatur pemisahan, sehingga pemisahan liquid dan natural gas akan bertambah.

temperatur tertentu yang dihasilkan dengan cara eksperimen. Berdasarkan buku The Properties of Reservoir Fluids 2nd Edition karya William D. Mc Cain Jr.5) Flash calculation merupakan suatu cara perhitungan untuk menentukan komposisikomposisi fasa-fasa hidrokarbon yang terjadi. Perhitungan ini dilakukan antara lain untuk menetukan: Mol fasa gas, n g Mol fasa liquid, n L Komposisi fasa liquid, x j Komposisi fasa gas, yj

•

Rasio temperature dan tekanan dikenal sebagai konstanta Joule-Thomson yaitu: VT ∂Z ∂T Z �∂T�P η= = … … … . (1) ∂P CP

2.2. Kesetimbangan Fasa Liquid dan Gas

Donald L. Katz dkk. dalam bukunya Handbook of Natural Gas Engineering 4) menjelaskan bahwa substansi murni dapat berupa fasa gas, liquid dan padatan yang tergantung pada temperatur dan tekanan. Ketika substansi dalam keadaan fasa tunggal, perubahan tekanan dan temperatur dapat digunakan untuk mengestimasi volume substansi tersebut. Namun, kebanyakan persamaan dan korelasi seperti persamaan Raoult dan Dalton dan juga diagram P-T hanya dapat digunakan untuk kesetimbangan substansi ideal. yj Pvj = . . . . … … . . . . . (2) xj P

Beberapa metode-metode teoritikal untuk mengatasi permasalahan solusi ideal telah dilakukan. Tetapi hanya korelasi-korelasi yang didasarkan pada observasi eksperimental untuk kelakuan kesetimbangan gas-liquid yang dapat digunakan sebagai cara yang akurat. Korelasikorelasi tersebut biasa menggunakan rasio kesetimbangan (equilibrium ratio), K, yang didefinisikan sebagai: yj K j = … … … … … … . (3) xj di mana yj dan x j berupa harga-harga komposisi gas dan liquid yang terjadi pada saat kesetimbangan terjadi dengan tekanan dan

• • •

Tarek Ahmad 6) dalam buku Hydrocarbon Phase Behavior menjelaskan prosedur perhitungan dari n g , n L , x j , dan y j pada campuran hidrokarbon dapat dilakukan apabila data komposisi campuran berupa fraksi mol total setiap komponen (z j ), suhu dan temperatur telah diketahui. zj ∙ n = xj ∙ nL + yj ∙ ng . . . . . (4)

Mula-mula dari persamaan Raoult dan Dalton (2) didefinisikan: zj ∙ n . . . . … … . . . . (5) Pvj nL + P ∙ ng

xj =

zj ∙ n . . . . … … . . . . (6) P ng + ∙ n Pvj L

yj =

Lalu digunakan asumsi ∑j xj = 1, ∑j yj = 1, �� nL =

nL n

, �� ng =

ng n

dan �� nL + �� ng = 1 dan juga dari

rasio kesetimbangan (3), maka: � xj = � j

j

� yj = � j

j

atau

zj

1 + ��K ng j − 1� zj

1 1 + �� nL �K − 1�

� xj = � j

j

j

= 1 . . . (7)

= 1 … … … . (8)

zj = 1 … … (9) nL + K j ∙ �� ng


3

� yj = � j

j

Sehingga:

zj K j = 1 … . . . (10) nL + K j ∙ �� ng

�n �� g

f ′�n �� g

�� = derivatif pertama dari f�n g oleh pengaruh ��, ng yaitu:

� yj − � xj = 0 … … . . . . (11) j

� j

j

= 0 … … … … … … … . (12)

atau � j

zj �K j − 1� = 0. . . . . . (13) �� ng nL + K j ∙ ��

Dengan cara mengganti n L dengan (1-n g ), sehingga menjadi: f�n �� g = � j

f ′ �n �� g = −��

j

zj K j zj −� nL + K j ∙ �� ng nL + K j ∙ �� ng

zj �K j − 1�

ng j − 1� + 1 ��K

= 0 … … . . (14)

Berikut akan dipaparkan mengenai penentuan n g . Persamaan (14) yang merupakan fungsi dari n g dapat diselesaikan dengan menggunakan teknik iterasi Newton-Rapson, yaitu: • Asumsikan nilai n g . Asumsi yang baik dapat menggunakan hubungan persamaan berikut: A ng = �� (A + B ) di mana

j

•

j

Gunakan n g asumsi pada persamaan (14) Asumsi n g tersebut dapat digunakan bila nilai absolut f�n �� g lebih kecil dari toleransi -15 10 Apabila nilai absolut dari f�n �� g lebih besar dari toleransi tersebut, maka nilai baru n g dihitung dari:

n

di mana:

f�n �� g

f ′ �n �� g

… … . . . (15)

2� …

(16)

Dalam menentukan harga Equilibrium Constant (K j ) digunakan Standing Correlation 6), dimana harga K j merupakan fungsi dari temperatur, tekanan dan physical properties dari masingmasing komponen yang dikandung. Dengan kondisi bahwa tekanan yang digunakan kurang dari 1000 psia dan temperatur sekitar 200 °F. Prosedur yang digunakan Standing adalah: • Menetukan F j

• Menetukan b j

1 1 Fj = bj � − � … … … (18) Tbj T bj =

zj �K j − 1� � B = �� Kj

�n �� = �� ng + g

�n ��K g j − 1� + 1�

Untuk menentukan komposisi fasa liquid dan fasa gas pada setiap komponen, dapat digunakan persamaan (5) dan (6).

j

•

2

zj �K j − 1�

Prosedur terus diulang hingga harga n g �� konvergen tercapai, yaitu pada f�n g =0 Adapun nilai n ��L dapat diperoleh dengan persamaan: nL = 1 − �� ng … … … … . (17)

A = ��zj �K j − 1��

• •

= nilai baru �� ng

n

Pcj log �14,7� 1 1 �T − T � bj cj

… … … (19)

Persamaan yang menunjukkan bahwa grafik K j dan F j berupa hubungan garis lurus adalah:

atau

log�K j P� = a + cFj … (20) Kj =

1 a+cFj 10 … … (21) P

Komponen a adalah titik potong grafik (intercept) dan c adalah gradien garis. Dapat diselesaikan secara matematis sebagai berikut: a = 1,2 + 0,00045 ∙ P + 1,5(10−8 ) ∙ P 2 . . (22)


4

c = 0,89 − 0,00017 ∙ P − 3,5(10−8) ∙ P 2 . . (23)

• Prosedur penentuan fraksi C 7+ Tentukan jumlah atom karbon (n) fraksi plus n = 7,30 + 0,0075(T − 460) + 0,0016 ∙ P … … … … . . . (24)

• Menetukan parameter korelasi b dan boiling point T b b = 1013 + 324 ∙ n − 4256 ∙ n2 … … . (25) Tb = 301 + 59,85 ∙ n − 0,971 ∙ n2 … . (26)

• Harga-harga hasil perhitungan di atas digunakan untuk menentukan F j dengan persamaan (18) dan (19).

2.3. Proses dan Peralatan Mini LPG Plant Pemrosesan gas pada mini LPG plant ada lima tahap utama. Seperti yang telihat pada Gambar 1, perincian proses tersebut adalah sebagai berikut: 1. 2. 3. 4. 5.

Proses pada Demethanizer – Deetanizer Proses pada Depropanizer – Debutanizer Proses pada tanki flash Proses pada tanki pengetesan LPG Proses pada tanki kondensat

Sedangkan beberapa peralatan yang tergolong peralatan utama pemroses gas seperti dijelaskan oleh Ken Arnold dan Maurice Steward 7) adalah: 1.

Kompresor

Kompresor adalah suatu alat berupa mesin yang berfungsi untuk memampatkan udara atau gas. Kompresor udara biasanya menghisap udara dari atmosfer. Namun ada pula gas yang bertekanan lebih tinggi dari tekanan atmosfer. Dalam hal ini kompresor bekerja sebagai penguat (booster). Sebaliknya, ada pula kompresor yang menghisap gas yang bertekanan lebih rendah dari tekanan atmosfer, dalam hal ini kompresor disebut dengan pompa vakum. 2.

Heat Exchanger

Fungsi dari penukaran panas ini adalah untuk mentransfer panas dari cairan atau gas panas ke cairan atau gas dingin tanpa terjadi kontak antara kedua fluida tersebut. Penukaran panas umumnya diperlukan hanya untuk mentransfer dan mengeliminasi atau mengambil panas tanpa diikuti terjadinya perubahan fasa. 3.

Separator Gas

Separator digunakan untuk memisahkan fasa cair dan fasa gas dari suatu fluida. 4.

Absorber dan Stripper

Peralatan ini khusus digunakan pada proses perolehan gas dengan menggunakan refrigerated absorption plant. Absorbsi komponen gas yang diinginkan oleh absorbent yang dialirkan dari atas kolom terjadi di silinder vertikal yang disebut absorber. Gas akan mengalir dari bawah ke atas melalui perangkap gas (bubble cap) atau lubang-lubang tray, yaitu tempat melarutnya gas ke dalam absorbent. Gas yang masuk tersebut diberi istilah rich/wet gas sedangkan gas yang keluar dari atas absorber disebut dry gas. Adapun minyak pengabsorbsi disebut lean oil apabila absorbent tersebut belum memasuki absorber, sedangkan yang meninggalakan absorber dari arah bawah disebut rich oil. Komponen LNG dan LPG terabsorbsi ke dalam rich oil yang kemudian dipisahkan oleh alat yang disebut stripper (demethanizer/deethanizer). Rich oil ini setelah keluar dari stripper didinginkan menjadi lean oil untuk disirkuasi kembali masuk ke dalam absorber. Sedangkan komponen LNG dan LPG yang berupa gas, keluar dari atas stripper, dikondensasi menjadi liquid. 5.

Fraksinator

Fraksinator (Gambar 3) pada dasarnya merupakan alat yang tersusun dari gabungan absorber dan stripper yang kolom absorbernya diletakkan di sebelah atas stripper tersebut. Pada rangkaian alat pemroses gas, fraksinator antara lain berupa Demethanizer, Deethanizer, Depropanizer dan Debutanizer. Masing-masing fraksinator tersebut mempunyai fungsi yang


5

berbeda, yaitu menangkap komponen yang sesuai dengan nama alatnya. Demethanizer adalah alat yang memisahkan metana dalam bentuk gas dan komponen berat lainnya dalam bentuk liquid, dan seterusnya. 6.

CO 2 Removal

Gas alam biasanya mengandung kontamianan yang harus dihilangkan. Gas alam yang mengandung karbodioksida (CO 2 ) disebut dengan “sour gas”. Kontrak penjualan gas untuk gas alam mensyaratkan batasan kandungan CO 2 sebesar 5%. Peralatan-peralatan yang digunakan dalam sistem amine untuk CO 2 removal adalah: 1. 2. 3. 4. 5. 6. 7. 8.

Amine Absorber Flash Drum Amine Reboiler Amine Stripper Overhead Condenser dan Accumulator Rich – Lean Amine Exchanger Amine Cooler Amine Solution Purification

(R 2 NH) 2 S

high temperature Low temperature high temperature

2.4. Parameter Ekonomi Parameter keekonomian dalam hal ini merupakan hal-hal yang dapat dijadikan indikator dalam menentukan layak tidaknya suatu rencana atau proyek untuk dilaksanakan. Metoda yang umum digunakan untuk menentukan laju cash flow dari pendapatan di masa mendatang dengan beberapa ukuran keuntungan adalah dengan menggunakan konsep “nilai waktu dari uang”, compound dan discount. Pada bagian ini akan dipaparkan konsep dasar nilai uang dari semua parameter yang akan dibicarakan (rate of return, net present value, dan sebagainya) dengan menggunakan elemen-elemen compound dan discount. Adapun beberapa parameter ekonomi adalah: 1. Pay Out Time (POT) 2. Provit Investment ratio (PIR) 3. Rate of Return (ROR) 4. Net Present Value (NPV)

Low temperature

(R 2 NH) 2 S + H 2 S

R 2 NCOONH 2 R 2

high temperature

Reflux

Diethanol amine (DEA) adalah suatu amine sekunder yang telah bertahun-tahun digunakan untuk menggantikan Monoethanol Amine (MEA). DEA merupakan larutan kimia yang paling umum digunakan pada industri-industri pengolahan gas. Sebagai amine sekunder, DEA memiliki penyusun yang lebih lunak daripada MEA, oleh karena itu DEA tidak memiliki masalah korosi yang khusus. Selain itu, DEA memiliki temperatur uap yang lebih rendah, sehingga membutuhkan sedikit panas untuk diregenerasi per mol gas asam yang dihilangkan dan juga tidak membutuhkan alat untuk mengembalikannya ke kondisi semula. Reaksi DEA dengan H 2 S dan CO 2 adalah sebagai berikut:

2 R 2 NH + H 2 S

Low temperature

2 R 2 NH + CO 2

2(R 2 NH 2 )H

2.5. Analisa Sensitifitas Analisa sensitivitas adalah cara untuk melihat pengaruh perubahan variabel-veriabel yang memengaruhi keuntungan terhadap keuntungan yang diperoleh. Besaran-besaran yang sering digunakan untuk analisa sensitivitas adalah cadangan, produksi, harga, investasi, biaya operasi, dan pajak. Analisa sensitivitas ini merupakan salah satu langkah yang dapat dilakukan dalam manajemen resiko. 2.6. Perhitungan Keekonomian Perhitungan keekonomian merupakan beberapa macam perhitungan yang dilakukan dalam analisa keekonomian. Analisa keekonomian ini biasanya dilakukan terhadap cash flow dari bentuk usaha yang dilakukan. Pada kasus lapangan “X”, perhitungan yang akan ditabulasikan pada pengolahan data mendatang. Umumnya perhitungan keekonomian mencakup beberapa hal:


6

1. Pendapatan (Revenue) Revenue = produksi × harga per satuan produksi .............(27) 2. Pajak (Tax) Pajak = total (%)pajak × revenue … … … … (28)

III.

METODOLOGI

3.1. Data Perkitaan Cadangan dan Analisa

3. Pendapatan Kotor (Gross Income) Pendapatan kotor = revenue − total pajak … … … . . . (29)

4. Biaya Feed Stock Biaya Feed Stock

= harga beli gas bumi per BTU × feed stock gas �

12. Contractor Take Contractor Take = Contractor Profit + Biaya Operasi + Depresiasi … . (38)

BTU � … … … . . (30) SCF

5. Biaya Operasi Biaya Operas = biaya operasi per unit × stock bahan per unit … … … . . . (31)

Feeding Gas Diketahui bahwa di lapangan “X” saat ini baru ada 3 lokasi, yaitu lokasi PAD-A, PAD-B, PAD-C. Pada lokasi PAD-A terdiri dari 7 (tujuh) sumur, pada lokasi PAD-B terdiri dari 6 (enam) sumur dan pada lokasi PAD-C ada beberapa sumur. Rencananya flare gas dari semua PAD yang terkumpul pada PAD-A ini akan dimanfaatkan. Hasil simulasi reservoir menampilkan perkiraan produksi gas dari lapangan “X” untuk selang waktu 8 tahun seperti yang ditampilkan Table 2. Dapat dilihat bahwa produksi maximum perharinya sebesar 29.9 MMscfd pada tahun pertama dan kemudian akan mencapai 2.7 MMscfd pada tahun ke delapan.

6. Depresiasi Depresiasi = depreciation rate (fraksi) × investasi capital … … … … . … . . (32)

7. Pendapatan Kena Pajak (PKN) PKN = Pendapatan kotor − Biaya Operasi − Biaya Feedstock − Depresiasi … … . . . . . … … . … . . . (33)

Data analisa gas merupakan data masukan untuk “LPG Plant Simulator”(akan dibahas pada pembahasan mendatang), yaitu perhitungan dalam memperkirakan perubahan-perubahan fasa pada setiap tingkat perubahan tekanan dan temperatur. Data-data komposisi gas hasil perhitungan dan pengukuran dari semua sumur dapat dilihat pada Tabel 3.

9. Pendapatan Bersih (Net Income) Net Income = PKN − PPh … . … . (35)

Dari perkiraan produksi yang dihasilkan tidak semua gas akan dibuang CO 2 -nya, hanya sekitar 10 MMscfd saja yang akan digunakan untuk CO 2 removal dan mini LPG plant. Tabel 4 menampilkan produksi gas yang akan digunakan sesuai dengan desain peralatan yang dipakai, dengan lama produksi selama 8 tahun.

8. Pajak Penghasilan (PPh) PPh = fraksi PPh × Pendapatan Kena Pajak … … . . (34)

10. Cash Flow Cash flow (CF) = Net Income + Depresiasi. . . . (36)

3.2. Desain H 2 S dan CO 2 Removal dan Peralatan Mini LPG Plant

11. Contractor Profit Contractor Profit = Net Income = Pendapatan Kena Pajak − PPh … … … … . . (37)

Berikut ini akan dijelaskan tentang desain Amine yang digunakan: Data : Qg =10MMscfd SG = 1.4659


7

P T H 2 S inlet H 2 S outlet CO 2 inlet CO 2 outlet CD dm

= 55 psia = 120oF = 3.275% = 0.0004% (4 ppm) = 38.4% = 5% = 0.689 = 150

P sweet outlet = 5 % x 55 = 2.75 psia Dari Gambar 6 diperoleh jenis system CO 2 removal yang digunakan adalah Potassium Carbonate, Inhibited Concentrated Amine, Gas Permeation. 2) Dari hasil seleksi dipilihlah DEA (Diethanol Amine) 192 𝑥 𝑄𝑔 𝑥 𝑀𝐹 LDEA = … … . (39) 𝑐 𝑥 𝜌 𝑥 𝐴𝐿 192 x 10 x 0.417 0.35 x 8.71 x 0.5

ρl = 8.71 lb⁄gal = 65.1 lb/ft 3

d2

0.5

… . . (40)

580x0.9936x10 0.38 0.689 0.5 = 5040 �� 55 65.1 − 0.38 150 d2 = 2742.48 in2

-

2-Stages Reciprocating Compressor 1-Stage Reciprocating Compressor Tanki kondensat 200 Bbl Heat Exchanger HP Vertical Separator 36” x 7,6’ Refrigerant Demetanizer-Deetanizer Depropanizer-Debutanizer Fin-Fan Cooler 3 unit Flash Tank 16” x 5’ Tanki LPG 5 ton Pompa LPG Pompa kondensat

LPG Plant Simulator menggunakan prinsip Flash Calculation, dimana Flash Calculation adalah suatu cara perhitungan dengan menggunakan prinsip hukum kekekalan masa dan perubahan fasa yang dapat menampilkan keadaan stabil/setimbang beberapa fasa dalam suatu sistem. Perhitungan ini sering dilakukan dan harus dilakukan pada saat menentukan laju alir dari tiap-tiap fasa yang masuk dan keluar dari bejana tekan atau alat-alat lainnya.

3) Tower size 2.7 x SG x P ρg = TxZ 2.7 x 1.469 x 55 = (460 + 120)x 0.9936 = 0.38 lb/ft 3

ρg T. Z. Qg CD �� P ρ l − ρ g dm

mnt BTU x525.27 gpm x 60 gal jam MMBTU = 31.516 jam

3.3. Program Simulator LPG Plant

= 525.27 gpm

= 5040

1000

Sedangkan peralatan yang dibutuhkan pada mini LPG plant adalah:

P sweet inlet = 41.7 % x 55 = 22.935 psia

d2

4) Reboiler Duty Untuk sistem DEA, digunakan BTU/gal lean solution maka : q = 1000

Penyelesaian : 1) Proses Seleksi Total acid gas inlet = 3.275 + 38.5 = 41.7%

LDEA =

Dari literatur, ukuran tower secara umum yang mendekati desain di atas adalah 72 in ID tower dengan 24 tray.

Alur prinsip perhitungan secara singkat adalah sebagai berikut: 1.

Perhitungan parameter sifat fisik dari tiap komponen, dengan menggunakan pendekatan Standing Corelation yang dipakai perhitungan pada data konstanta equilibrium berikutnya.

d = 52.37 in


8

2.

Perhitungan Flash-nya sendiri dengan sistem trial & error.

Perhitungan ini dapat pula digunakan sebagai alat untuk menentukan besarnya tekanan dan temperatur pada peralatan agar diperoleh jumlah liquid dan gas seoptimal mungkin. Flowchart Perhitungan LPG Plant Simulator dapat dilihat pada Gambar 7. Sedangkan tampilan program saat digunakan dengan Windows tersaji pada Gambar 8. Asumsi yang dipakai dalam analisis teknis proyek kilang LPG ini adalah: a.

b.

c. d.

Tidak ada perubahan komposisi feeding gas dalam proses produksi hingga masuk ke H 2 S dan CO 2 Removal selama masa proyek berlangsung. Tidak ada perubahan temperatur dan tekanan dari feeding gas hingga masuk ke H 2 S dan CO 2 Removal selama masa proyek berlangsung. H 2 S dan CO 2 Removal bekerja dengan efisiensi 100%. Produk yang dihasilkan adalah Lean Gas dengan komponen utamanya adalah metana dan etana, LPG dengan komponen utamanya adalah propana dan butana, dan kondensat dengan komponen utamanya adalah pentana dan hexana serta sebagian kecil sisa gas dari flash tank dan kondensat. LPG di sini mencakup propana dan butana cair, serta campuran keduanya.

3.4. Evaluasi Keekonomian Biaya yang dikeluarkan akan diperhitungkan akibat dari pemilihan fasilitas, yaitu dengan harga estimasi seperti berikut ini : a. Amine system =$ 4.490.000,b. 2-Stages Reciprocating Compressor =$ 1.420.000,c. 1-Stages Reciprocating Compressor =$ 770.000,d. Tangki Kondensat 400 Bbl =$ 110.000,e. Heat Exchanger =$ 75.000,f. High pressure Vertical Separator 36” x 7,6’ =$ 82.000,g. Refrigrant =$ 350.000,-

h.

Demethanizer/Deethanizer =$ 400.000,i. Depropnizer/Debutanizer =$ 460.000,j. Fin-Fan Cooler (5 unit) =$ 80.000,k. Flash Tank 16” x 5’ =$ 80.000,l. Tangki LPG 5 ton =$ 330.000,m. Pompa LPG =$ 130.000,n. Pompa Kondensat =$ 130.000,o. Jaringan Pipa =$ 2.000.000,p. Pembebasan lahan =$ 750.000,q. Biaya Pembangunan = $ 3.800.000,-

Jadi, besarnya investasi proyek yang menjadi dasar perhitungan sebesar = $ 15.457.000,Menurut UU No.8 Tahun 1971, usaha kilang LPG adalah usaha migas sisi hilir yang dikuasai oleh salah satu Perusahaan Negara. Dengan demikian partisipasi pihak swasta di usaha tersebut terbatas pada kerjasama usaha ekstraksi komponen LPG (propana dan butana) dari gas bumi. Penjualan dan pendistribusian produkproduknya tetap di tangan Perusahaan Negara. Dengan demikian model usaha ini dapat dijelaskan sebagai berikut. Perusahaan (swasta) melakukan investasi dan membiayai semua ongkos-ongkos operasi dan memperoleh imbalan (fee) untuk setiap produk LPG yang dihasilkan. Feedstock gas menjadi urusan pihak Perusahaan Negara, demikian juga masalah offtaking produknya. Untuk hal ini perusahaan harus mendapatkan jaminan minimum pembayaran (misalnya per bulan) untuk menghindarkan kerugian akibat aliran gas bumi yang kurang lancar. Apabila rancangan undang-undang migas yang baru diberlakukan, maka usaha hilir migas tidak lagi dimonopoli oleh Perusahaan Negara. Dengan demikian perusahaan dapat mendirikan kilang LPG sendiri dan membeli gas bumi dari produsen (Perusahaan Perminyakan Nasional atau kontraktor produksi gas lain). Produk yang dihasilkan, yaitu gas metana, LPG propana, LPG butana, dan/atau LPG campuran propanebutana, juga dapat dijual langsung ke konsumen baik di dalam negeri maupun untuk ekspor.


9

Mempertimbangkan bahwa RUU Migas yang baru akan diberlakukan dalam waktu dekat, sementara usaha pendirian kilang LPG mempunyai perioda jangka panjang, maka alternatif bentuk usaha mandiri perlu dipertimbangkan. Yaitu alternatif bentuk kerjasama antara pemerintah dengan kontraktor (Gambar 12).

-

Recovery Factor

= 80 %

Plant Efficiency

= 90 %

Laju diskonto (Interest Rate)

= 10%

IV.

4.1. Selanjutnya, berdasarkan sharing tersebut, analisa keekonomian dalam kasus ini dilakukan sensitifitas terhadap kondisi maksimum, minimum dan most probable dari parameter Interest Rate, harga jual LPG, Lean Gas, dan Kondensat, Recovery Factor dan efisiensi kilang. Asumsi yang dipakai dalam analisis keekonomian proyek kilang LPG ini adalah: a.

b.

c.

Undang-undang migas baru yang mendemonopoli usaha hilir migas telah berlaku efektif. Kilang LPG dibangun untuk hanya menampung gas alam yang dihasilkan oleh lapangan “X”. Produk yang dihasilkan adalah Lean Gas dengan komponen utamanya adalah metana dan etana, LPG dengan komponen utamanya adalah propana dan butana, dan kondensat dengan komponen utamanya adalah pentana dan hexana serta sebagian kecil sisa gas dari flash tank dan kondensat. LPG di sini mencakup propana dan butana cair, serta campuran keduanya.

Berikut ini nilai parameter finansial yang digunakan pada Most Probable case :

Kondensat = US$ 63.72/Bbl

HASIL DAN PEMBAHASAN Hasil Desain CO 2 dan H 2 S Removal

Fraksi komponen LPG dari gas yang terproduksi dari lapangan “X” relatif rendah yaitu hanya sekitar 7% mol dari total keseluruhan komponen. Dengan fraksi mol komponen sour gas yaitu CO2 dan H2S yang relatif besar (41%), maka diperlukan adanya CO2 dan H2S Removal. Setelah dilakukan desain, maka direkomendasikan digunakan amine dari jenis DEA (diethanol amine) dan ukuran tower 72 in ID dengan 24 tray. Pada CO2 dan H2S removal, gas yang masuk akan dikontakkan dengan amine (dalam hal ini amine yang digunakan jenis DEA) pada Amine Contactor dengan prinsip counter current. Gas yang mengandung CO2 dan H2S akan larut bersama amine dan keluar dari bagian bawah contactor untuk selanjutnya diproses lebih lanjut untuk dipisahkan kembali di amine regenerator. Sedangkan gas yang telah bersih dari H2S dan sedikit (sekitar 5%) mengandung CO2 mengalir dari bagian atas contactor menuju ke scrubber untuk memastikan tidak ada amine yang terbawa. Jika masih ada amine yang tebawa, amine akan keluar dari bagian bawah scrubber untuk digabungkan dengan amine yang keluar dari contactor sedangkan gas bebas amine menuju ke mini LPG plant.

Komponen biaya:

4.2. Hasil LPG Plant Simulator dan Proses Pajak penghasilan Pajak daerah Harga beli gas bumi Investasi awal Biaya operasi

= 25 % = Rp. 5.000.000/tahun = US$ 1.8/MMBTU = US$ 15.457.000 = US$ 0.5/MMBTU

Komponen penerimaan: Harga jual produk: - LPG = US$ 588/ton - Lean Gas = US$ 4/MMBTU

Mini LPG Plant Setelah memasukkan data dari input analisa gas rata-rata untuk semua sumur, maka akan diperoleh data tekanan dan temperatur yang optimum di Demethanizer-Deethanizer, Depropanizer-Debutanizer. Parameter yang optimum adalah sebagai berikut : Tekanan Demethanizer - Deethanizer sebesar 320 psi sedangkan temperaturnya 35 oF untuk


10

bagian atas dan 220 oF untuk bagian bawah. Tekanan yang optimum di DepropanizerDebuthanizer adalah sebesar 260 psi sedangkan temperaturnya sebesar 300 oF dengan temperatur reflux 205 °F, untuk lebih lengkapnya dapat dilihat pada Tabel 8 berupa pemilihan tekanan dan temperatur yang optimum di Demethanizer, Deethanizer, Depropanizer, Debutanizer. Hasil perhitungan dimulai setelah keluar dari kompresor, lalu ke separator, demethanizer, debutanizer, kompresor, tangki. Hasil perhitungan berupa fraksi pada tiap-tiap stream dan produk kilang dalam bentuk yang telah di konversikan untuk laju gas feed maksimum 7.46 MMSCFD, yaitu : Lean Gas (6.24 MMSCFD), LPG (1.27 ton/day), Kondensat (359.33 STBPD), Flare (0.26 MMSCFD). Dengan data feed gas dari Tabel 6, dengan menggunakan simulator didapatkan produksi mini LPG plant. Besarnya produksi yang dihasilkan dengan mengasumsikan efisiensi kilang sebesar 80%, 90%, dan 100% ditampilkan pada Tabel 9. Hasil perhitungan Simulator berupa fraksi pada tiap-tiap stream dapat dilihat pada Tabel 10. untuk masingmasing komponennya. Suatu hal yang penting untuk diperhatikan adalah, sesuai dengan digram fasa, untuk memperoleh LPG dan kondensat dalam jumlah besar, maka diperlukan tekanan sebesarbesarnya dan temperatur sekecil-kecilnya. Namun, kondisi seperti ini memerlukan peralatan khusus yang berarti membutuhkan biaya yang sangat besar. Salah satu contoh adalah turbo expander merupakan peralatan pendingin yang sangat baik untuk mencapai temperatur yang cukup rendah. Tetapi, peralatan ini sangat mahal sehingga jarang digunakan. Umumnya, refrigerant merupakan peralatan yang populer digunakan untuk menurunkan temperatur sistem. Begitu juga halnya alat yang digunakan pada sistem tekanan yang tinggi, maka dibutuhkan spesifikasi alat yang sangat bagus dan tentunya biaya yang tinggi. Oleh karena itu, alternatif lain dalam pemilihan kondisi optimal adalah dengan cara mengusahakan temperatur yang relatif rendah

dan tekanan yang relatif tinggi agar perancangan alat dapat sesederhana dan semurah mungkin. Pada kasus yang diangkat kali ini, parameter optimum yang digunakan adalah tekanan Demetanizer-Deetanizer dalam rentang 300 – 500 psi dengan tingkat kenaikan 20 psi, tekanan Depropanizer-Debutanizer berada dalam rentang 100 – 500 psi dengan kenaikan 20 psi dan temperatur Depropanizer-Deetanizer adalah dalam rentang 200 – 300 °F. Kondisi optimum didapat pada tekanan Demethanizer-Deethanizer sebesar 320 psi sedangkan temperaturnya 35 oF untuk bagian atas dan 220 oF untuk bagian bawah. Tekanan yang optimum di Depropanizer-Debuthanizer adalah sebesar 260 psi sedangkan temperaturnya sebesar 300 oF. Proses yang terjadi di mini LPG plant gas mulamula dimampatkan dengan kompresor kemudian didinginkan hingga terbentuk aliran dua fasa sebelum nantinya masuk ke seperator. Di separator, fluida dipisahkan antara gas dan liquid. Liquid keluar dari bagian bawah separator menuju ke Demetanizer-Deetanizer sedangkan gas akan keluar dari bagian atas separator menuju refrigerant untuk didinginkan hingga terbentuk liquid yang nantinya aliran dua fasa ini dimasukkan ke dalam DemetanizerDeetanizer dari bagian atas. Di Demetanizer-Deetanizer, dilakukan pengkondisian sedemikian rupa menggunakan tekanan tinggi dan temperatur rendah dengan prinsip refrigerasi sehingga gas yang keluar adalah komponen C 1 dan C 2 yang nantinya langsung masuk ke main lain dan dijual sebagai lean gas. Liquid yang terproduksi adalah komponen C 3+ yang nantinya akan masuk ke fraksinator Depropanizer-Debutanizer. Di Depropanizer-Debutanizer juga dilakukan pengkondisian dengan sistem reflux sehingga didapat gas yang keluar dari bagian atas fraksinator adalah gas dengan komponen LPG (C 3 dan C 4 ) sedangkan liquid kondensat mengalir dari bawah tower fraksinator menuju ke tanki kondensat. Gas yang mengalir nantinya akan didinginkan dan dimasukkan ke dalam flash tank untuk diambil fasa liquidnya. Liquid


11

akan disimpan di tanki LPG dan gas yang terproduksi akan digabungkan dengan gas yang berasal dari tanki kondensat untuk nantinya didekompres atau di-flare. Berdasarkan hasil simulasi program LPG Plant Simulator, dapat dilakukan perancangan diagram alir proses. Process Flow Diagram ini terdiri dari tiga macam, yaitu PFD fasilitas lapangan “X” yang direncanakan (Gambar 9), PFD CO 2 dan H 2 S removal (Gambar 10) dan PFD Mini LPG Plant (Gambar 11).

4.3. Kelayakan Keekonomian Berdasarkan hasil perancangan peralatan, maka dilakukan perkiraan biaya pengadaaan dan pembangunannya. Setelah diperhitungkan perkiraan biaya, maka diketahui nilai investasi yang dibutuhkan untuk proyek pembangunan mini LPG plant tersebut. Dengan menggunakan beberapa indikator kelayakan ekonomi, dilakukan perhitungan keekonomian dengan beberapa asumsi seperti yang telah dijelaskan pada bab pengolahan data. Perhitungan keekonomian ini berdasarkan pada flowchart bentuk usaha yang disetujui oleh pihak yang bekerja sama ataupun suatu ketetapan yang berlaku ketika terjadinya kerja sama antar pihak dalam suatu usaha. Perhitungan ini dilakukan pada kondisi minimum, most probable dan maksimum untuk mengantisipasi kemungkinan perubahan. Kondisi yang dimaksud adalah beberapa parameter yang dianggap memberi pengaruh secara global terhadap laju alir keuangan. Beberapa parameter tersebut yaitu : Interest Rate, Harga Jual LPG, Harga Jual Lean Gas, Harga Jual Kondensat, Recovery Factor, dan Plant Efficiency. Tabulasi perhitungan cash flow berdasarkan kasus Most Probable diperlihatkan pada Tabel 11. Dari hasil input Tabel 11, dilakukanlah analisis sensitivitas berdasarkan beberapa parameter, yaitu : Interest Rate, Harga Jual LPG, Harga Jual Lean Gas, Harga Jual Kondensat, Recovery Factor, dan Plant Efficiency seperti terlihat pada Tabel 12.

Pada pembahasan Tabel 12 menunjukkan NPV sebesar US $ 1.010.000,- berfluktuasi menjadi US $ -7.790.000,- pada kondisi harga Lean Gas yang minimum sampai US $ 9.050.000,- pada kondisi harga Lean Gas mencapai titik maksimum. Dan IRR sebesar 13% berfluktuasi menjadi tak terdefinisi saat harga Lean Gas dan kondensat minimal sampai 31% saat harga Lean Gas maksimal. Sedangkan POT sebesar 4,88 tahun berfluktuasi dari yang terlama adalah dapat tidak tercapai saat harga Lean Gas dan kondensat minimum dan plant efisiensi dan recovery factor minimum sampai 2,72 tahun saat harga Lean Gas mencapai maksimum. Begitu pula company profit sebesar US $ 6.240.000,- berfluktuasi dari US $ -5.400.000,saat harga Lean Gas paling rendah sampai US $ 16.890.000,- saat harga Lean Gas paling tinggi. Sedangkan Government Take pada Most Probable sebesar US.$ 10.970.000,berfluktuasi dari US.$ 7.080.000,- pada saat harga Lean Gas minimal sampai US.$ 15.850.000,- saat harga Lean Gas mencapai maksimal. Untuk Gas Company take, besarnya selalu sama untuk setiap perubahan parameter selain pada parameter Recovery Factor. Hal ini disebabkan Recovery Factor berdampak langsung pada laju alir gas untuk mensuplai mini LPG plant sehingga biaya pembelian gas juga menurun. Hal yang terpenting dari analisa sensitifitas ini adalah bukan seberapa besar nilai NPV, Company Profit, Government Take dan rendahnya POT. Tetapi yang mempengaruhi adalah seberapa besar kenaikan atau penurunan prosentase parameter ekonomi akibat fluktuasi keadaan. Dari semua fluktuasi yang telah dijelaskan ternyata yang paling dominan berpengaruh adalah “Harga Lean Gas”, baru kemudian “Plant Efisiensi”, “Recovery Factor” dan “Harga Kondensat”. Dari hasil sensitivitas, batasan untuk parameter dominan agar perusahaan tetap memperoleh keuntungan dalam kondisi most probable adalah: a.

Harga lean Gas tidak boleh lebih kecil dari US$ 3,5/MMBTU


12

b. c. d.

Harga kondensat tidak boleh kurang dari US$ 55/bbl Recovery Factor tidak boleh kurang dari 70% Efisiensi kilang harus lebih dari 85%

Untuk pembangunan mini LPG plant ini, analisa kelayakan baik secara teknis dan ekonomis merupakan suatu kegiatan yang terpadu. Apabila berdasarkan pengolahan data teknis telah dinilai cukup layak, maka baru dapat dilanjutkan pada analisa secara ekonomi yang didasarkan pada hasil analisa teknis. Apabila secara ekonomi juga layak, maka pembangunan mini LPG plant yang direncanakan dapat dijalankan. V. 1.

2.

5.

6.

KESIMPULAN Komposisi flare gas lapangan “X” yang mengandung C 3 dan C 4 sekitar 7 % dari mol total gas memungkinkan dilakukan pembangunan mini LPG Plant. Dari perhitungan dan pendesainan CO 2 dan H 2 S removal, dari masukan gas tertinggi 10 MMSCFD akan dihasilkan gas 7.46 MMSCFD dengan kriteria CO 2 5% dan H 2 S 4ppm.

Parameter yang dominan dalam mempengaruhi keuntungan dari hasil uji sensitivitas untuk masing-masing alternatif adalah : “Harga Lean Gas”, “Plant Efisiensi”, “Recovery Factor” dan “Harga Kondensat”. Dari hasil sensitivitas, batasan untuk parameter dominan agar perusahaan tetap memperoleh keuntungan dalam kondisi most probable adalah: a. Harga lean Gas tidak boleh lebih kecil dari US$ 3,5/MMBTU b. Harga kondensat tidak boleh kurang dari US$ 55/bbl c. Recovery Factor tidak boleh kurang dari 70% d. Efisiensi kilang harus lebih dari 85%

Daftar Simbol CP yj xj zj Pj

3.

4.

Dengan menggunakan LPG Plant Simulator, dari laju masukan gas tertinggi sebesar 7.46 MMSCFD akan dihasilkan Lean Gas bertekanan 320 psi sebesar 6,24 MMSCFD, LPG sebesar 1,27 ton/day serta 359,33 STBPD kondensat pada kondisi tekanan Demethanizer-Deethanizer sebesar 320 psi sedangkan temperaturnya 35 oF untuk bagian atas dan 220 oF untuk bagian bawah dan tekanan DepropanizerDebuthanizer adalah sebesar 260 psi sedangkan temperaturnya sebesar 300 oF. Dengan biaya investasi sebesar US $ 15.475.000, biaya lain-lain US $ 7.965.180 per tahun dan pajak US $ 5.237.840 per tahun, parameter ekonomi yang didapatkan adalah keuntungan perusahaan sebesar US $ 6.994.430 dengan POT 4,88 tahun, NPV sebesar US $ 1.008.350 dengan IRR 13%.

P vj Kj n nL ng nL �� ng ��

�n �� g

n

f ′ �n �� g Fj T bj T cj P cj

= kapasitas panas gas pada tekanan konstan = fraksi mol komponen j dalam gas = fraksi mol komponen j dalam liquid = fraksi mol komponen j dalam campuran total = Tekanan parsial komponen j dalam gas pada kesetimbangan, psia = Tekanan uap komponen murni j, psia = rasio kesetimbangan komponen j = jumlah mol total campuran = jumlah mol total fasa liquid = jumlah mol total fasa gas = rasio perbandingan mol komponen fasa liquid = rasio perbandingan mol komponen fasa gas = nilai baru �� ng = derivatif pertama dari f�n �� g = faktor karakteristik komponen j = temperatur boiling point komponen j, °R = temperatur kritik komponen j, °R = tekanan kritik komponen j, psia


13

Tb P T L DEA Qg MF c ρ AL d Z ρg ρl CD dm q

1.

2.

3.

4.

5.

6.

7.

8.

= temperatur boiling point, °R = tekanan sistem, psia = temperatur sistem, °R = laju sirkulasi DEA, gpm = laju alir gas, MMscfd = total fraksi acid-gas di inlet mol acid-gas/mol inlet gas = berat fraksi amine, lb amine/lb larutan = densitas larutan, lb/gal pada 60°F = acid-gas loading, mol acid-gas/mol amine = ID dari tower, in = kompresibilitas gas = densitas gas, lb/ft3 = densitas liquid, lb/ft3 = koefisien gesek = densitas liquid yang terpisahkan, micron = laju alir DEA, MMBTU/jam

9.

Atlantic Richfield Indonesia Incorp., Ringkasan dari Sumur hingga Pengukuran, SPE Student Chapter Program, ITB, 1994. 10. Dirgantara, Lunar, Pengaruh Karakteristik Gas Terhadap Optimasi Tekanan dan Temperatur pada Mini LPG Plant untuk Produksi LPG dan Kondensat, Tugas Akhir, Jurusan Teknik Perminyakan, ITB, 1994. 11. Arsegianto, Ekonomi Minyak dan Gas Bumi, Diktat Kuliah, Departemen Teknik Perminyakan, Institut Teknologi Bandung, 2000. 12. Darmawan, Andrias, Desain Dasar Fasilitas Mini LPG Plant di Lapangan Z3, Tugas Akhir, Depertemen Teknik Perminyakan, Institut Teknologi Bandung, 2002.

Daftar Pustaka Rubiandini, Rudi R.S., Gas Process Plant Engineering, Jurusan Teknik Perminyakan, Institut Teknologi Bandung, 1993. Rubiandini, Rudi R.S. dkk, Optimasi Kondisi Operasi Peralatan Pada Mini LPG Plant dengan Program Komputer, Proceeding Simposium Nasional IATMI, Yogyakarta, 2001. Ahmad, Tarek, Reservoir Engineering Hand Book Second Edition, Gulf Professional Publishing, Houston, Texas, 2001. Katz, Donald L., David Cornell, et.al., Handbook of Natural Gas Engineering, Mc Graw-Hill book Company, USA, 1959. Mc Cain, William D. Jr., The Properties of Reservoir Fluids, Penwell Publishing Company, 2nd Printing, Tulsa, Oklahoma, 1990. Ahmad, Tarek, Hydrocarbon Phase Behavior, Gulf Publishing Company, Houston, Texas, 1989. Arnold, Ken and Maurice Steward, Surface Production Operation vol. II – Design of Gas Handling System and Facilities, Gulf Publishing Company, Houston – Texas, USA, 1989. Campbell, John M., Gas Conditioning and Process, Eugene Dietzgen Company, Oklahoma, USA, 1968.


14

Tabel 1 Harga-Harga b j untuk Setiap Komponen 6) Componen bi T bi , ºR N2 470 109 CO 2 652 194 H2S 1.136 331 C1 300 94 C2 1145 303 C3 1.799 416 i-C 4 2.037 471 n-C 4 2.153 491 i-C 5 2.368 542 n-C 5 2.480 557 C 6+ 2.738 610

Tabel 2 Perkiraan Produksi Gas Lapangan “X” Tahun

Produksi (MMscfd)

2011

29.9

2012

18.5

2013

14.1

2014

9.2

2015

5.9

2016

4.4

2017

3.5

2018

2.7

TOTAL

88.2

Tabel 3 Hasil Analisis Gas Lapangan “X” Rata-Rata Semua Sumur Komposisi

Prosentase

Nitrogen

(N 2 )

, % mol

0,183

Karbondioksida

(CO 2 )

, % mol

38,433

Hidrogen Sulfida

(H 2 S)

, % mol

3,275

Metan

(C 1 )

, % mol

41,21

Etan

(C 2 )

, % mol

4,529

Propan

(C 3 )

, % mol

4,012

Iso Butan

(i-C 4 )

, % mol

1,49

Normal Butan

(n-C 4 )

, % mol

2,389

Iso Pentan

(i-C 5 )

, % mol

1,243

Normal Pentan

(n-C 5 )

, % mol

1,111

Hexan Plus

(C 6+ )

, % mol

2,125

Nilai Kalori

BTU/cuft

948,8

Kompresibilitas

0,9936

Tabel 4 Perkiraan Feeding Gas Lapangan “X” Tahun

Produksi (MMscfd)

2011 2012

10 10

2013

10

2014

9,2

2015

5,9

2016

4,4

2017

3,5

2018

2,7

TOTAL

55,7


15

Tabel 5 Komposisi Gas Awal (Menuju ke Amine Sistem) Komposisi Prosentase

Tabel 6 Komposisi Gas Akhir (Keluar dari Amine Sistem) Komposisi

Prosentase

Nitrogen

(N 2 )

, % mol

0,183

Nitrogen

(N 2 )

, % mol

0,2982

Karbondioksida

(CO 2 )

, % mol

38,433

Karbondioksida

(CO 2 )

, % mol

5,0000

Hidrogen Sulfida

(H 2 S)

, % mol

3,275

Hidrogen Sulfida

(H 2 S)

, % mol

0,0000

Metan

(C 1 )

, % mol

41,21

Metan

(C 1 )

, % mol

67,161

Etan

(C 2 )

, % mol

4,529

Etan

(C 2 )

, % mol

7,381

Propan

(C 3 )

, % mol

4,012

Propan

(C 3 )

, % mol

6,5385

Iso Butan

(i-C 4 )

, % mol

1,49

Iso Butan

(i-C 4 )

, % mol

2,4283

Normal Butan

(n-C 4 )

, % mol

2,389

Normal Butan

(n-C 4 )

, % mol

3,8934

Iso Pentan

(i-C 5 )

, % mol

1,243

Iso Pentan

(i-C 5 )

, % mol

2,0257

Normal Pentan

(n-C 5 )

, % mol

1,111

Normal Pentan

(n-C 5 )

, % mol

1,8106

Hexan Plus

(C 6+ )

, % mol

2,125

Hexan Plus

(C 6+ )

, % mol

3,4632

Nilai Kalori

BTU/cuft

948,8

Nilai Kalori

BTU/cuft

Tabel 7 SPESIFIKASI ELPIJI BERDASARKAN SK DITJEN NO. 25 K/36/DDJM/1990 Batasan

1360,5

Tes Method

min

maks

ASTM

-

120

D-1257

Weathering test at 36oF, % vol.

95

-

D-1837

Copper Corrosion 1 hrs 100oF

Max. No.1

Max. No.1

D-1838

Max. 30

Max. 30

D-3246

Nil

Nil

D-2958

Vapour pressure 100oF, psig

Total Sulfur, grains/100 cuft Water Content Komposisi : C 2 , % vol.

D-2163 -

Max. 2.0

Max. 96

-

C 5 + (C 5 dan heavier), % vol.

Nil

Max. 2.0

Ethyl or Buthyl mercaptane

Nil

Nil

C 3 dan C 4 , % vol.

Lain


16

Tabel 8 Data Hasil Run Pemilihan Tekanan dan Temperatur yang Optimum

P Dem T Dem atas T Dem bawah 300 25 210 320 35 220 320 35 220 320 35 220 320 35 220 320 35 220 320 35 220 320 35 220 320 35 220 320 35 220 320 35 220 340 45 230 340 45 230 340 45 230 340 45 230 340 45 230 340 45 230 340 45 230 340 45 230 340 45 230 340 45 230 340 45 230 360 45 235 360 45 235 360 45 235 360 45 235

NV Dem 0,83629 0,83645 0,83645 0,83645 0,83645 0,83645 0,83645 0,83645 0,83645 0,83645 0,83645 0,83719 0,83719 0,83719 0,83719 0,83719 0,83719 0,83719 0,83719 0,83719 0,83719 0,83719 0,83518 0,83518 0,83518 0,83518

NL Dem fraction etan 0,15371 0,03992 0,15355 0,03932 0,15355 0,03932 0,15355 0,03932 0,15355 0,03932 0,15355 0,03932 0,15355 0,03932 0,15355 0,03932 0,15355 0,03932 0,15355 0,03932 0,15355 0,03932 0,15281 0,03852 0,15281 0,03852 0,15281 0,03852 0,15281 0,03852 0,15281 0,03852 0,15281 0,03852 0,15281 0,03852 0,15281 0,03852 0,15281 0,03852 0,15281 0,03852 0,15281 0,03852 0,15482 0,04015 0,15482 0,04015 0,15482 0,04015 0,15482 0,04015

P Depr 280 100 120 160 180 200 220 240 260 280 300 100 120 140 160 180 200 240 260 280 300 320 100 120 100 120

T Dep T Reflux 300 210 240 135 260 155 300 180 300 185 300 195 300 200 300 205 300 205 300 210 300 215 240 140 260 155 280 170 300 180 300 190 300 195 300 205 300 210 300 210 300 215 300 215 240 135 260 150 240 135 260 150

NV Reflux 0,05686 0,07876 0,08101 0,08321 0,07877 0,07569 0,07117 0,06667 0,06092 0,05646 0,05193 0,07962 0,08007 0,08173 0,08228 0,0793 0,07474 0,06567 0,0611 0,05542 0,05088 0,04541 0,08007 0,08083 0,08007 0,08083

NL Dep NV Flash tank NL Flash tank N2 CO2 C1 C2 C3 IC4 NC4 IC5 NC5 C6+ LPG 0,08685 0,00143 0,05543 0 0,01139 0,02484 0,08888 0,34661 0,15646 0,23873 0,07535 0,05721 0,00053 0,7418 0,0648 0,05966 0,01909 0 0,00056 0,00056 0,01073 0,1513 0,16487 0,32577 0,18594 0,1563 0,00397 0,64193 0,06255 0,03314 0,04786 0 0,00125 0,0013 0,02168 0,22577 0,17959 0,31737 0,13965 0,11109 0,00229 0,72273 0,06035 0,01051 0,0727 0 0,00397 0,00514 0,04828 0,28528 0,17061 0,28259 0,11293 0,08944 0,00176 0.73847 0,06478 0,00698 0,07179 0 0,00543 0,00789 0,05781 0,30067 0,16856 0,27385 0,10352 0,08102 0,00125 0.74308 0,06786 0,00459 0,0711 0 0,00683 0,0113 0,06488 0,30711 0,16524 0,26632 0,0993 0,07781 0,0012 0.73867 0,07238 0,00326 0,06791 0 0,00806 0,01472 0,07106 0,31669 0,16334 0,25979 0,09303 0,07233 0,00097 0.73982 0,07689 0,00233 0,06433 0 0,00919 0,01826 0,07656 0,32508 0,16127 0,25347 0,08762 0,06771 0,00082 0.73983 0,08263 0,00187 0,05905 0 0,01028 0,02144 0,08289 0,33887 0,15969 0,24607 0,07961 0,06057 0,00057 0.74463 0,0871 0,0014 0,05506 0 0,01132 0,02501 0,08803 0,34584 0,15703 0,23956 0,07546 0,05723 0,00052 0.74243 0,09162 0,00106 0,05087 0 0,01236 0,02857 0,09318 0,35212 0,15415 0,23302 0,07178 0,05432 0,0005 0.73929 0,06319 0,05742 0,0222 0 0,00057 0,00057 0,01079 0,15097 0,16438 0,32475 0,1865 0,1571 0,00437 0,6401 0,06274 0,0323 0,04776 0 0,00125 0,00132 0,02158 0,22521 0,18009 0,31807 0,13949 0,11076 0,00222 0,72337 0,06107 0,01758 0,06415 0 0,00246 0,00284 0,03568 0,26642 0,17575 0,29668 0,12182 0,09639 0,00196 0,73885 0,06052 0,01017 0,07211 0 0,00399 0,00524 0,04788 0,28366 0,17108 0,28355 0,11327 0,08961 0,00172 0,73829 0,06351 0,00643 0,07287 0 0,00549 0,00825 0,05693 0,29394 0,16756 0,27443 0,10717 0,08469 0,00154 0,73594 0,06807 0,00445 0,07029 0 0,00682 0,01146 0,06415 0,30539 0,16584 0,26748 0,09967 0,07801 0,00118 0,73871 0,07714 0,00227 0,0634 0 0,00916 0,01845 0,0757 0,32357 0,16192 0,25462 0,08792 0,06785 0,00081 0,74012 0,0817 0,00165 0,05945 0 0,01022 0,02203 0,08083 0,33132 0,15964 0,24829 0,08311 0,06384 0,00071 0,73925 0,08738 0,00138 0,05405 0 0,01129 0,02519 0,08715 0,34464 0,15767 0,24058 0,07566 0,05731 0,00051 0,74289 0,09193 0,00106 0,04981 0 0,01231 0,02873 0,09231 0,35106 0,15477 0,23399 0,07194 0,05438 0,00049 0,73982 0,0974 0,001 0,04441 0 0,01344 0,03181 0,09918 0,36315 0,15177 0,22541 0,06572 0,04914 0,00038 0,74033 0,06474 0,06102 0,01906 0 0,00057 0,00058 0,01082 0,1506 0,16445 0,32507 0,18666 0,15715 0,00411 0,64011 0,06399 0,03524 0,04559 0 0,00123 0,0013 0,0214 0,22577 0,18166 0,32018 0,1379 0,10865 0,00191 0,72761 0,06474 0,06102 0,01906 0 0,00057 0,00058 0,01082 0,1506 0,16445 0,32507 0,18666 0,15715 0,00411 0,64011 0,06399 0,03524 0,04559 0 0,00123 0,0013 0,0214 0,22577 0,18166 0,32018 0,1379 0,10865 0,00191 0,72761


17

Tabel 9 Produk Kilang Mini LPG Plant untuk Berbagai Recovery Factor dan Plant Efisiensi Plant Efficiency Effect on Mini LPG Plant Products for RF =

Tahun 2010 2011 2012 2013 2014 2015 2016 2017 2018

Feedstok Gas MMSCF 1.633,74 1.633,74 1.633,74 1.458,54 735,84 407,34 210,24 35,04

Plant Efficiency = LPG Lean Gas Ton MMSCF 222,50 1.093,25 222,50 1.093,25 222,50 1.093,25 198,64 976,01 100,22 492,40 55,48 272,58 28,63 140,69 4,77 23,45

80% Kondensat Bbl 62.954,62 62.954,62 62.954,62 56.203,45 28.354,89 15.696,46 8.101,40 1.350,23

Plant Efficiency = LPG Lean Gas Ton MMSCF 250,32 1.229,90 250,32 1.229,90 250,32 1.229,90 223,47 1.098,01 112,74 553,95 62,41 306,65 32,21 158,27 5,37 26,38

90% Kondensat Bbl 70.823,94 70.823,94 70.823,94 63.228,88 31.899,26 17.658,52 9.114,07 1.519,01

Plant Efficiency Effect on Mini LPG Plant Products for RF =

Tahun 2010 2011 2012 2013 2014 2015 2016 2017 2018

Feedstok Gas MMSCF 2.178,32 2.178,32 2.178,32 1.944,72 981,12 543,12 280,32 46,72


80% Kondensat Bbl 83.939,49 83.939,49 83.939,49 74.937,93 37.806,53 20.928,61 10.801,86 1.800,31


90% Kondensat Bbl 94.431,92 94.431,92 94.431,92 84.305,18 42.532,34 23.544,69 12.152,10 2.025,35

Plant Efficiency Effect on Mini LPG Plant Products for RF =

Tahun 2010 2011 2012 2013 2014 2015 2016 2017 2018

Feedstok Gas MMSCF 2.722,90 2.722,90 2.722,90 2.430,90 1.226,40 678,90 350,40 58,40


80% Kondensat Bbl 104.924,36 104.924,36 104.924,36 93.672,42 47.258,16 26.160,77 13.502,33 2.250,39



90% Kondensat Bbl 118.039,91 118.039,91 118.039,91 105.381,47 53.165,43 29.430,86 15.190,12 2.531,69

18

60% Plant Efficiency = LPG Lean Gas Ton MMSCF 278,13 1.366,56 278,13 1.366,56 278,13 1.366,56 248,30 1.220,01 125,27 615,50 69,35 340,72 35,79 175,86 5,97 29,31

100% Kondensat Bbl 78.693,27 78.693,27 78.693,27 70.254,31 35.443,62 19.620,57 10.126,75 1.687,79

80% Plant Efficiency = LPG Lean Gas Ton MMSCF 370,84 1.822,08 370,84 1.822,08 370,84 1.822,08 331,07 1.626,68 167,03 820,67 92,46 454,30 47,72 234,48 7,95 39,08

100% Kondensat Bbl 104.924,36 104.924,36 104.924,36 93.672,42 47.258,16 26.160,77 13.502,33 2.250,39

100% Plant Efficiency = LPG Lean Gas Ton MMSCF 463,55 2.277,60 463,55 2.277,60 463,55 2.277,60 413,84 2.033,35 208,78 1.025,84 115,58 567,87 59,65 293,10 9,94 48,85

100% Kondensat Bbl 131.155,45 131.155,45 131.155,45 117.090,52 59.072,70 32.700,96 16.877,91 2.812,99

Tabel 10 Fraksi Setiap Stream untuk Masing-Masing Komponen

1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

N2

0,0030

0,0030

0,0030

0,0034

0,0034

0,0001

0,0036

0,0000

0,0000

0,0000

0,0000

0,0000

0,0000

0,0000

0,0000

0,0000

0,0000

CO 2

0,0500

0,0500

0,0500

0,0547

0,0547

0,0139

0,0589

0,0045

0,0103

0,0103

0,0103

0,0103

0,0007

0,0000

0,0017

0,0017

0,0017

C1

0,6716

0,6716

0,6716

0,7483

0,7483

0,0780

0,8012

0,0088

0,0214

0,0214

0,0214

0,0214

0,0006

0,0000

0,0015

0,0015

0,0015

C2

0,0738

0,0738

0,0738

0,0773

0,0773

0,0482

0,0810

0,0370

0,0829

0,0829

0,0829

0,0829

0,0069

0,0005

0,0165

0,0165

0,0165

C3

0,0654

0,0654

0,0654

0,0586

0,0586

0,1217

0,0417

0,1868

0,3389

0,3389

0,3389

0,3389

0,0867

0,0198

0,1862

0,1862

0,1862

iC4

0,0243

0,0243

0,0243

0,0172

0,0172

0,0802

0,0058

0,1188

0,1597

0,1597

0,1597

0,1597

0,0919

0,0425

0,1654

0,1654

0,1654

nC4

0,0389

0,0389

0,0389

0,0246

0,0246

0,1514

0,0062

0,2063

0,2461

0,2461

0,2461

0,2461

0,1801

0,1030

0,2947

0,2947

0,2947

iC5

0,0203

0,0203

0,0203

0,0085

0,0085

0,1114

0,0010

0,1186

0,0796

0,0796

0,0796

0,0796

0,1442

0,1312

0,1635

0,1635

0,1635

nC5

0,0181

0,0181

0,0181

0,0065

0,0065

0,1071

0,0006

0,1075

0,0606

0,0606

0,0606

0,0606

0,1384

0,1398

0,1363

0,1363

0,1363

C6+

0,0346

0,0346

0,0346

0,0009

0,0009

0,2881

0,0000

0,2117

0,0006

0,0006

0,0006

0,0006

0,3506

0,5633

0,0342

0,0342

0,0342

Sum

1,0000

1,0000

1,0000

1,0000

1,0000

1,0000

1,0000

1,0000

1,0000

1,0000

1,0000

1,0000

1,0000

1,0001

1,0000

1,0000

1,0000


19

Tabel 11 Cash Flow Usaha Produk Kilang Mini LPG (Most Probable) Interest Rate Harga jual produk - LPG campuran, US$/ton - Lean Gas, US$/MMBTU - Kondensat, US$/bbl Harga beli Gas Bumi, US$/MMBTU Investasi awal, US$ - Kapital, US$ - Non Kapital, US$ Biaya Operasi,US$/MMBTU Depreciation rate PPN PPh PBB dan pajak lokal lain, Rp./tahun Nilai tukar rupiah, Rp./US$ Feedstok Gas, BTU/cu ft Lean Gas, BTU/cu ft Recovery Factor Plant Efficiency Project Life Time, year

Tahun 2010 2011 2012 2013 2014 2015 2016 2017 2018

Tahun 2010 2011 2012 2013 2014 2015 2016 2017 2018

Feedstok Gas MMSCF 2.920,00 2.920,00 2.920,00 2.606,86 1.315,17 728,04 375,76 62,63

Cash Flow (US $ 1000) (15.457,00) 4.569,85 4.569,85 4.569,85 4.158,61 2.302,48 955,77 493,12 81,87 6.244,43

LPG Ton

333,76 333,76 333,76 297,96 150,32 83,22 42,95 7,16

Discounted Cash Flow (US $ 1000) (15.457,00) 4.154,41 3.776,74 3.433,40 2.840,38 1.429,66 539,51 253,05 38,20 1.008,35

10% 588 4,0 63,72 1,8 15457000 14707000 750000 0,5 20% 10% 25% 5000000 10000 948,8 998,25 80% 90% 8

Produk Kilang Lean Gas MMSCF 1.639,87 1.639,87 1.639,87 1.464,01 738,60 408,87 211,03 35,17

Cum. Disc. Cash Flow (US $ 1000) (15.457,00) (11.302,59) (7.525,85) (4.092,45) (1.252,06) 177,60 717,11 970,16 1.008,35

Cash Flow Summary Company NPV @ 10% INTEREST RATE OF RETURN (IRR) POT Company Profit PIR Company Take Gas Company Gas Company Take Government Government Take

Kondensat Bbl 94.431,92 94.431,92 94.431,92 84.305,18 42.532,34 23.544,69 12.152,10 2.025,35

LPG

Revenue, US$ 1000 Lean Gas Kondensat

(US$ 1000)

Cash-in

196,25 196,25 196,25 175,20 88,39 48,93 25,25 4,21

6.548,01 6.548,01 6.548,01 5.845,81 2.949,24 1.632,61 842,64 140,44

6.017,20 6.017,20 6.017,20 5.371,93 2.710,16 1.500,27 774,33 129,06

12.761,46 12.761,46 12.761,46 11.392,94 5.747,79 3.181,81 1.642,23 273,70 60.522,85

Company Take (US$ 1000) 0,00 5.955,10 5.955,10 5.955,10 5.395,30 2.926,40 1.301,16 671,38 111,58 28.271,14

Government Take (US$ 1000) 0,00 2.318,15 2.318,15 2.318,15 1.990,74 799,89 761,61 393,27 65,86 10.965,83

Gas Company Take (US$ 1000) 0,00 4.488,20 4.488,20 4.488,20 4.006,89 2.021,50 1.119,04 577,57 96,26 21.285,88

Total Take (US$ 1000) 0,00 12.761,46 12.761,46 12.761,46 11.392,94 5.747,79 3.181,81 1.642,23 273,70 60.522,85

(years) (US$ 1000) ($/$) (US$ 1000)

1.008,35 13% 4,88 6.244,43 0,40 28.271,14

(US$ 1000)

21.285,88

(US$ 1000)

10.965,83

PPN & Local Tax (US$ 1000) 1.276,65 1.276,65 1.276,65 1.139,79 575,28 318,68 164,72 27,87


Gross Biaya Income Operasi (US $ 1000) (US $ 1000) 11.484,81 1.385,25 11.484,81 1.385,25 11.484,81 1.385,25 10.253,14 1.236,70 5.172,51 623,92 2.863,13 345,38 1.477,50 178,26 245,83 29,71

20

Biaya Feedstock Depresiasi (US $ 1000) (US $ 1000) 4.986,89 2.941,40 4.986,89 2.941,40 4.986,89 2.941,40 4.452,11 2.941,40 2.246,11 2.941,40 1.243,38 0,00 641,74 0,00 106,96 0,00

PKN (US$ 1000) 2.171,27 2.171,27 2.171,27 1.622,94 0,00 1.274,37 657,50 109,17

PPh (US$ 1000) 542,82 542,82 542,82 405,74 0,00 318,59 164,37 27,29

Net Income (US$ 1000) 1.628,45 1.628,45 1.628,45 1.217,21 (638,92) 955,77 493,12 81,87 6.994,43

Tabel 12 Analisa Sensitivitas Usaha Produk Kilang Mini LPG

No. 1 2 3 4 5 6

Most Probable Maksimum Minimum 8% 10% 12% 400 588 800 2 4 6 50 63,72 80 60% 80% 100% 80% 90% 100%

Parameter Interest Rate, % Jual LPG, US$/ton Jual Lean Gas, US$/MMBTU Jual Kondensat, US$/bbl Recovery Faktor, % Plant Efficiency, %

No

Kondisi

1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 16 17

MP IR-L IR-H LPG-L LPG-H LG-L LG-H K-L K-H RF-L RF-H EF-L EF-H Worst Best

NPV

IRR

(US$ million) 1,01 13% 1,88 13% 0,21 13% 0,62 12% 1,18 13% (7,79) Tak terdefinisi 9,05 31% (1,49) 6% 4,84 22% (2,53) 3% 4,58 21% (2,52) 3% 4,58 21% (25,59) Tak terdefinisi 30,60 80%

Keterangan MP = Most Probable IR = Interest Rate LPG = Jual LPG

POT Years 4,88 4,40 6,21 5,35 4,76 Tak Tercapai 2,72 Tak Tercapai 3,44 Tak Tercapai 3,50 Tak Tercapai 3,50 Tak Tercapai 1,32

Company Profit (US$ million) 6,24 6,24 6,24 5,73 6,48 (5,40) 16,89 2,86 11,34 1,55 11,00 1,56 10,99 (28,15) 48,45

LG = Jual Lean Gas K = Jual Kondensat RF = Recovery Factor


PIR

Company Gas Company Government Take Take Take (US$ million) (US$ million) (US$ million) 0,45 28,27 21,29 10,97 0,45 28,27 21,29 10,97 0,45 28,27 21,29 10,97 0,42 27,76 21,29 10,74 0,47 28,50 21,29 11,07 (0,30) 16,62 21,29 7,08 1,14 38,91 21,29 15,85 0,23 24,89 21,29 9,10 0,78 33,36 21,29 13,18 0,15 21,94 15,96 8,92 0,76 34,67 26,61 14,44 0,15 23,59 21,29 8,92 0,76 33,02 21,29 13,01 (1,77) (7,77) 15,96 2,89 3,18 72,12 26,61 32,48

EF = Plant Efficiency H = Nilai Maksimum L = Nilai Minimum

21

Gambar 1 Flowchart Proses Optimasi


22

Perkiraan Feeding Gas untuk Mini LPG Plant Produksi (MMscfd)

12 10 8 6 4 2 0 2011 2012 2013 2014 2015 2016 2017 2018 Tahun

Gambar 2 Absorber dan Stripper

4)

Gambar 5 Perkiraan Feeding Gas untuk Mini LPG Plant

Gambar 6 Penentuan Sistem CO 2 dan H 2 S Removal 7)

Gambar 3 Fraksinator 9)

Perkiraan Produksi Produksi (MMscfd)

35 30 25 20 15 10 5 0 2011 2012 2013 2014 2015 2016 2017 2018 Tahun Gambar 4 Perkiraan Produksi Gas Lapangan “X” Gambar 8 Program LPG Plant Simulator Reza Yudha Pramono – 12206053 | Semester II 2010/2011

23

Start

Input: Data Komposisi Flare Gas (nj, zj, P, T, ΔP, ΔT)

Perhitungan Sifat Fisik (n, Tb, Pc, Pvj, b) Tidak

Sesuai dengan jumlah komponen

Ya

Perhitungan Konstanta kesetimbangan (Standing Correlation) Tidak

Sesuai dengan jumlah komponen

Ya

Perhitungan Fraksi Fasa [x,y,ng, nL] (Tarek Ahmad Procedure) Tidak

Tidak Sesuai dengan jumlah komponen

Ya

P+ΔP= Sesuai dengan tekanan akhir

Ya

Output Gambar 7 Flowchart Program LPG Simulator


24

SEPARATOR

MANIFOLD

SCRUBBING

COOLING

16" pipeline

MINI LPG PLANT

5

4

Gas

9

LPG

10

Kondensat

11

2 7 8 6

1

3

PAD A SKWT

MEMBRANE SEPARATION

PAD B SKWT

10" pipeline

PAD C SKWT

Future Water Injection

10

11

MIX GAS LIQ GAS GAS GAS GAS GAS GAS LIQ

LIQ

1

STREAM NO. 1. PHASE 2. TEKANAN (Psia)

2

3

4

5

6

7

8

9

POWER GENERATOR

CO2 dan H2S Removal

350

300

300

250

250

200

55

35

320

220

250

250

250

250

250

120

90

35

90

90

PROCESS FLOW DIAGRAM (PFD)

4. LAJU GAS (MMSCFD)

29.9

24

-

24

14

4

10

7.46

6.4

-

-

FASILITAS SUKOWATI

5. LAJU LIQUID (STBPD)

-

-

20.000

-

-

-

-

-

-

6. LAJU LIQUID (TON/D)

-

-

-

-

-

-

-

-

-

3. TEMPERATUR (

O

F)

250 14.7

315.4 359.33

DISADUR OLEH : RUDI RUBIANDINI R.S.

PERMINYAKAN - ITB 1.27

-

Gambar 9 Diagram Alir Proses Lapangan “X”


25

TANGGAL

: 13 DESEMBER 2010

2

Mini LPG Plant

Overhead Scrubber

Heat Exchanger

Amine Contractor

Reflux Accumulator

Water

Heat Exchanger

1

Amine-Amine Exchanger Water

Amine Charcoal Absorber

Pump

Reboiler

Amine Regenerator

Pump

1

STREAM NO. 1. PHASE 2. TEKANAN (Psia) 3. TEMPERATUR (

2

GAS GAS 55 O

F)

35

120

90


10

7.46


-

-


-

-

PROCESS FLOW DIAGRAM (PFD) CO2 DAN H2S REMOVAL DISADUR OLEH : RUDI RUBIANDINI R.S.

PERMINYAKAN - ITB

Gambar 10 Diagram Alir H 2 S dan CO 2 Removal


26

TANGGAL

: 13 DESEMBER 2010

2

TANKI LPG 5 TON T.KONDESATE 400 Bbl

REFLAX COOLER

DEMETANIZER DEETANIZER

SEPARATOR

2-STAGE KOMPRESOR

DEPROPANIZER DEBUTANIZER

REFRIGERANT

POMPA

FLASH TANK 7

KE MAIN LINE

11

10

KE TRUK LPG

12 4 5

KE FLARE / DECOMPRESS

15

9 3

17

16

2

6 8

1

13 DARI FLARE

14 STREAM NO.

1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

14

15

16

17

KE TRUK KONDENSATE

GAS MIX MIX GAS MIX LIQ GAS LIQ GAS GAS LIQ LIQ LIQ LIQ GAS GAS GAS

1. PHASE 2. TEKANAN (Psia)

35 O

3. TEMPERATUR ( F)

90


7.46


-


-

400 380 360 340 340 320 320 260 240 180 250 260 14,7 180 14,7 14,7 90

90

90

6.56

6.58

6.61

742.81 724.85

-

25

90

35

6.29

-

6.24

-

0.45

0.45

-

944.18

-

-

-

-

-

-

224.29 705.96

220 300

90

90

90

300

90

90

90

90

-

-

-

-

0.01

0.25

0.26

-

-

-

-

-

-

315.43 315.43 552.24 359.33

PROCESS FLOW DIAGRAM (PFD) MINI LIQUIFIED PETROLEUM GAS (LPG) PLANT DISADUR OLEH : RUDI RUBIANDINI R.S.

PERMINYAKAN - ITB -

-

-

-

-

1.27

1.27

-

-

Gambar 11 Diagram Alir Mini LPG Plant Reza Yudha Pramono – 12206053 | Semester II 2010/2011

27

TANGGAL

: 13 DESEMBER 2010

REVENUE dari LPG, Lean Gas, dan Kondensat PPN 10% + Local Tax Biaya Feedstock (Beli Gas)

GROSS Income

Biaya O&M Overhead

Investasi Gas Company Take Depresiasi

PPh 25%

PKN (Penghasilan Kena Pajak)

NET Income Company Take (Penerimaan Perusahaan)

Government Take (Penerimaan Pemerintah)

Gambar 12 Flowchart Pengembangan LPG


28

Sensitivitas Parameter terhadap NPV 10.00 8.00 NPV (US$ Million)

6.00 4.00 Minimum

2.00

Most Probable

0.00 IR

(2.00)

LPG

LG Kond

RF

EF

Maksimum

(4.00) (6.00) (8.00) (10.00) Gambar 13 Sensitivitas Parameter Terhadap NPV

Sensitivitas Parameter terhadap IRR 35% 30%

IRR

25% 20%

Minimum

15%

Most Probable Maksimum

10% 5% 0% IR

LPG

LG

Kond

RF

EF

Gambar 14 Sensitivitas Parameter Terhadap IRR

Sensitivitas Parameter terhadap POT 7.00

POT (Tahun)

6.00 5.00 4.00

Minimum

3.00

Most Probable Maksimum

2.00 1.00 0.00 IR

LPG

LG

Kond

RF

EF

Gambar 15 Sensitivitas Parameter Terhadap POT Reza Yudha Pramono – 12206053 | Semester II 2010/2011

29

Sensitivitas Parameter terhadap Company Profit Company Profit (US$ Million)

20.00 15.00 10.00 Minimum Most Probable

5.00

Maksimum 0.00 IR

LPG

LG

Kond

RF

EF

(5.00) (10.00) Gambar 16 Sensitivitas Parameter Terhadap Company Profit

Sensitivitas Parameter terhadap PIR 1.40 1.20 PIR (US$ / US$)

1.00 0.80

Minimum

0.60

Most Probable

0.40

Maksimum

0.20 0.00 (0.20)

IR

LPG

LG

Kond

RF

EF

(0.40) Gambar 17 Sensitivitas Parameter Terhadap PIR

Company Take (US$ Million)

Sensitivitas Parameter terhadap Company Take 45.00 40.00 35.00 30.00 25.00 20.00 15.00 10.00 5.00 0.00

Minimum Most Probable Maksimum

IR

LPG

LG

Kond

RF

EF

Gambar 18 Sensitivitas Parameter Terhadap Company Take


30

Gas Company Take (US$ Million)

Sensitivitas Parameter terhadap Gas Company Take 30.00 25.00 20.00 Minimum 15.00

Most Probable

10.00

Maksimum

5.00 0.00 IR

LPG

LG

Kond

RF

EF

Gambar 19 Sensitivitas Parameter Terhadap Gas Company Take

Government Take (US$ Million)

Sensitivitas Parameter terhadap Government Take 18.00 16.00 14.00 12.00 Minimum

10.00 8.00

Most Probable

6.00

Maksimum

4.00 2.00 0.00 IR

LPG

LG

Kond

RF

EF

Gambar 20 Sensitivitas Parameter Terhadap Government Take


31

STUDI KASUS PEMBANGUNAN MINI LPG PLANT DENGAN MEMANFAATKAN FLARE GAS PADA LAPANGAN X DITINJAU DARI ASPEK TEKNIS DAN EKONOMIS

Recommend Documents