Abstrak — Olefin dapat didefinisikan sebagai hidrokarbon tak jenuh yang mengandung satu atau lebih pasangan atom karbon yang memiliki ikatan rangkap. Dua jenis produk industri olefin yang paling penting adalah etilena dan propilena sebagai bahan baku  utama  bermacam-macam  industri  petrokimia.  Umumnya produksi  etilena  dan  propilena  menggunakan  bahan  baku Naphta  yang  diperoleh  dari  pengolahan  minyak  bumi dan gas alam.  Ketersediaan  bahan  baku  tersebut  di Indonesia terbatas dan  memiliki  harga  jual  yang  fluktuatif. Dengan berorientasi pada  efisiensi  produksi  dan  mengurangi  impor  bahan  baku, inovasi  proses  produksi  maupun  pembangunan  industri  olefin yang  baru  sangat  dibutuhkan.  Oleh  karena  itu,  diperlukan bahan baku alternatif yang berlimpah dan mudah didapat serta memiliki  harga  yang  murah,  seperti  batubara.  S umber  daya batubara  kelas  rendah  ( low  rank  coal )  di  Indonesia  mencapai 30,57  milyar  ton  dan perlu dioptimalkan menjadi produk yang bernilai  jual  lebih.  Oleh  karena  itu,  pendirian  pabrik  olefin dari  batubara  kualitas  rendah  sangat  potensial  dan  penting untuk  terus  dikembangkan.  Olefin  yang  terdiri  dari Etilena , Propilena dan Butilena dapat diproduksi melalui indirect process dengan  methanol  sebagai  produk  i ntermediate.  Unit  –  unit prosesnya  terdiri  dari  unit  preparasi  batubara, unit Gasifikasi batubara  untuk  menghasilkan  gas  sintesa (syngas), unit Water Gas  Shift untuk  pengaturan  komposisi  gas  CO  dan  H 2 ,  unit sintesa Methanol, unit Pemurnian Methanol dari CO 2 dan H 2 O, unit  sintesa  Olefin  dan  pemurnian  produk  serta  unit pemisahan  produk  Olefin  yang  memisahkan  campuran  olefin menjadi  Etilena, Propylene dan Butylene. Pabrik direncanakan beroperasi  dengan  kapasitas  produksi  sebesar  1.485.725  ton Olefin/tahun.  Berdasarkan hasil analisa ekonomi,  Net Present Value  (NPV)  pada  tahun  ke  sepuluh  pabrik  ini  sebesar  $ 5.723.433.852,  Internal  Rate  of  Return  (IRR)  sebesar  71,68  % yang  lebih  besar  dari  bunga  bank  10,5%  per  tahun.  Modal pabrik  akan  kembali  setelah  pabrik  beroperasi  selama  2.51 tahun.  S edangkan  brdasarkan  analisa  kepekaan,  terdapat  3 variabel  yang  sangat  peka  terhadap  fluktuasi  yaitu  harga katalis S APO-34, harga produk dan kapasitas produksi Etilena , yang dapat mengakibatkan penurunan nilai IRR. Agar stabilitas IRR  pabrik  tetap  terjaga,  perlu  dilakukan  upaya  penetapan supplier  katalis  untuk  mendapatkan harga katalis yang stabil, mencari  pasar  tetap  untuk  penjualan  produk  dan  menjaga stabilitas kapasitas produksi pabrik.
Kata Kunci — Indirect Process, Low Rank Coal, Olefin

## I. PENDAHULUAN
ETROKIMIA    merupakan  salah  satu  sektor  industri yang  memiliki  peranan  penting  dalam  mendukung kebutuhan industri lainnya, terutama industri manufaktur.  Selain  itu,  industri  petrokimia  menjadi  tolak  ukur bagi  tingkat  kemajuan  suatu  negara  dan  menjadi  tulang punggung  bagi  sebagian  besar  sektor  industri  di  dunia. Dengan  jumlah  penduduk  mencapai  250  juta  jiwa  dan dukungan  sumber  daya  alam  sebagai  bahan  baku  industri petrokimia,  Indonesia  memiliki  peluang  sebagai  pusat pengembangan  industri  petrokimia  di  lingkungan  strategis ASEAN  dan  Asia.  Salah  satu  industri  petrokimia  yang dimaksud adalah industri olefin etilena dan propilena.
Konsumsi  Indonesia  terhadap  produk  olefin,  khususnya etilena,  berdasarkan  data  kementrian  perindustrian  di  tahun 2012  dan  2013,  mencapai  lebih  dari  1,2  juta  ton.  Konsumsi propilena mencapai lebih dari 600 ribu ton di tahun yang sama. Sedangkan  data  produksi  olefin  dalam  negeri,  etilena hanya sebesar  600  ribu  ton  dan  propilena  sebesar  320  ribu  ton  [1] . Cadangan minyak bumi di Indonesia sebagai bahan baku nafta yang  diperlukan  untuk  pembuatan  olefin  terbatas  dan cenderung  fluktuatif  selama  sepuluh  tahun  terakhir.  Oleh karena  itu,  diperlukan  bahan  baku  alternatif  yang  berlimpah dan  mudah  didapat  serta  memiliki  harga  yang  murah,  seperti contohnya  adalah  batubara.  Cadangan  batubara  Indonesia didominasi oleh batubara dengan kualitas medium dan kualitas rendah.  Sumber daya batubara kelas rendah (low rank coal) di Indonesia  mencapai  30,57  milyar  ton  dan  perlu  dioptimalkan menjadi  produk  yang  bernilai  jual  lebih.  Oleh  karena  itu, pendirian  pabrik  olefin  dari  batubara  kualitas  rendah  sangat potensial  dan  penting  untuk  terus  dikembangkan.  Lokasi pabrik  Olefin  dari  Batubara  Kelas  Rendah  ( Low  Rank   Coal ) direncanakan  akan  didirikan  di  Kabupaten Banjar, Kalimantan Selatan.  Ketersediaan  batu  bara  kelas  rendah  di  provinsi Kalimantan Selatan memiliki potensi salah satu yang terbesar di Indonesia  yaitu  sebesar  536,33  Juta  Ton  [2].  Pabrik  didirikan dekat  dengan  sumber  bahan  baku  untuk  tetap  menjamin kontinuitas  pasokan  bahan  baku  dan  menekan  biaya transportasi.  PT.  Adaro  Indonesia,  Tbk.,  dipilih  sebagai pemasok bahan baku, karena kualitas bahan baku yang sesuai dan  daerah  operasinya  berada  di provinsi Kalimantan Selatan dengan spesifikasi sebagai berikut[3].
T abel 1.

## Desain Pabrik Olefin berbahan baku Low Rank Coal di Kabupaten Banjar Kalimantan Selatan
Anastasia Ayu Pratiwi, Galih Dwi Prasetya, Kuswandi dan Gede Wibawa Jurusan Teknik Kimia, Fakultas Teknologi Industri, Institut Teknologi Sepuluh Nopember (ITS)
Jl. Arief Rahman Hakim, Surabaya 60111 Indonesia
e-mail : gwibawa@chem-eng.its.ac.id
P
Spesifikasi batubara dari PT . Adaro Indonesia, T bk Ultimate Analysis Parameter Basis Unit Typical Karbon DAF % 72 Hidrogen DAF % 5 Nitrogen DAF % 0,9 Oksgen DAF % 21,8 Sulfur DAF % 0,3 Nilai kalor GAR kcal/kg 4000 HGI - - 61
Pabrik  dirancang  dengan  kapasitas  produksi  olefin  total sebanyak 1.485.725 ton/tahun, dengan rincian etilena sebanyak 957.715  ton/tahun,  propilena  sebanyak  445.607 ton/tahun dan butilena sebanyak 82.402 ton/tahun dengan spesifikasi.

## II. URAIAN PROSES
Proses produksi olefin dengan bahan baku Low Rank  Coal terdiri dari beberapa unit sebagai berikut.

## A. Unit Persiapan Bahan Bak u
Sebelum  memasuki  proses gasifikasi, batubara kelas rendah ( low  rank   coal )  harus  dipersiapkan  terlebih  dahulu  agar kondisinya  sesuai  dengan  kebutuhan Gasifier yaitu  dengan menggunakan hammer  mill untuk mengubah ukuran batubara menjadi  1-6  mm.  Kemudian low  rank   coal yang  telah dihaluskan  dimasukkan  ke  dalam Screener untuk memisahkan bahan baku yang tidak sesuai ukuran untuk kemudian diproses kembali  dalam Hammer  Mill .  Sedangkan  batubara  yang  telah sesuai  ukurannya  dialirkan  menuju Screw  Conveyor  Dryer untuk  dikeringkan  dengan  memanfaatkan  arus  syngas  hasil gasifikasi.  Batubara  kemudian  masuk  ke Lock   Hopper untuk diubah  menjadi pulverized  coal dari  tekanan  atmosfer (1 bar) menjadi 30 bar, sesuai dengan kondisi operasi di Gasifier .

## B. Unit Gasifik asi Batubara
Setelah  tahap  persiapan,  serbuk  batubara  diumpankan  ke dalam Gasifier . Gasifier yang digunakan berjenis fluidized bed gasifier dengan tipikal proses U-Gas yang bekerja pada kondisi temperatur  900˚C  dan  tekanan  30  bar[3]. Gasifier tipe  ini memiliki sistem fluidisasi yang membuat heat transfer dan mass transfer antara gas dan partikel batubara solid lebih sempurna. Penggunaan  temperatur  yang  tidak  terlalu  tinggi  juga membuatnya lebih mudah dikontrol dan dikendalikan. Oksidan yang digunakan berupa O 2 dengan tekanan 30 bar. Reaksi yang terjadi pada gasifier adalah [3]: 1. Zona Devolatilisasi
Batubara C + CH 4 + CO + CO 2 + H 2 + H 2 O + H 2 S + COS
+ N 2
2. Zona Pembakaran
a) C + ½ O 2 CO    ΔH = -111 kJ/mol b) CO + ½ O 2 CO 2 ΔH = -283 kJ/mol c) H2 + ½ O 2 H 2 O   ΔH = -242 kJ/mol 3. Zona Gasifikasi
a) Reaksi Boudourd
C + CO 2 2CO       ΔH = +172 kJ/mol b) Reaksi Water Gas C + H 2 O        CO + H 2 ΔH = +131 kJ/mol c) Reaksi Shift Convertion CO + H 2 O      CO 2 + H 2 ΔH = -41 kJ/mol d) Reaksi Metanasi C +  2H 2 CH 4 ΔH = -75 kJ/mol
Batubara yang terbawa dalam syngas dipisahkan menggunakan Cyclone dan  dikembalikan  ke  dalam Gasifier . Karbon (char) yang tidak bereaksi pada zona gasifikasi beserta ash  turun  sebagai  slag  di  bagian  bawah sedangkan syngas yang  keluar  akan  dialirkan  ke  dalam Screw  Conveyor  Dryer . Panas  ditukarkan  dengan  feed  batubara  untuk  menurunkan suhu  syngas  dari  900˚C  menjadi  350˚C. Syngas kemudian didinginkan lebih lanjut hingga suhu 50˚C agar terbentuk 2 fasa pada  aliran  sehingga  air  yang  terkandung  pada  aliran  dapat dipisahkan  pada Water  Separator  Tank .  Syngas,  yang  telah berkurang  jumlah  airnya,  kemudian  dialirkan  ke  dalam Desulfurizer  Tank untuk  menyerap  kandungan  H 2 S  yang sangat  korosif  dan  dapat  merusak  katalis  pada  reaktor menggunakan  adsorban  ZnO. Syngas yang  telah  bersih  dari pengotor  H 2 S  kemudian  dipanaskan  pada Heat  Exchanger menjadi 200˚C agar sesuai dengan kondisi operasi selanjutnya.

## C. Water Gas Shift Unit
Syngas  yang  dihasilkan  oleh Gasification  Unit kemudian dialirkan ke dalam Water Gas Shift Reactor . Tujuannya adalah untuk  menambah  jumlah  mol  H 2 agar diperoleh komposisi CO dan  H 2 1:2.  Dalam  reaktor  ini  sebagian  CO  pada  syngas direaksikan  dengan  H 2 O  membentuk  H 2 .  Reaksi  yang  terjadi merupakan reaksi eksotermis reversibel sebagai berikut:
CO + H 2 O       CO 2 + H 2 ΔH˚298 = -41,09 kJ/mol Katalis  yang  digunakan  adalah  CuO-ZnO-Al 2 O 3 dengan kondisi  operasi  pada  suhu  200˚C  dan  tekanan  29  bar  [5]. Produk  Syngas  dari  unit  ini  kemudian  dikondisikan  menjadi bertekanan  51 suhu 200˚C agar sesuai dengan kondisi operasi reaktor selanjutnya.

## D. Unit Sintesa Metanol
Unit  ini  mereaksikan Syngas menjadi intermediate produk berupa  metanol.  Katalis  yang  digunakan  berbasis  tembaga dengan  campuran  ZnO.  Senyawa  H 2 S  yang  masih  terdapat dalam Syngas dapat  menurunkan fungsi katalis tembaga pada reaktor sintesis metanol. Di dalam reaktor ini CO dapat bereaksi dengan hidrogen membentuk metanol sesuai dengan reaksi:
CO + 2 H 2 CH 3 OH
Reaksi  ini  bersifat reversibel dan eksotermis dengan kondisi operasi  pada  suhu  200˚C  dan  tekanan  51  bar  [6].  Untuk menjaga  suhu  operasi  reaktor,  reaktor  ini  dilengkapi  dengan jaket  pedingin.  Produk  berupa  methanol  dialirkan  ke  dalam Heat  Exchanger untuk didinginkan hingga suhu 178,33˚C lalu
dialirkan ke Methanol Cooler untuk menurunkan suhu hingga 33˚C. Pada suhu tersebut, akan terbentuk 2 fasa yang kemudian dipisahkan  pada Methanol Separator untuk memisahkan gas - gas ringan yang tidak digunakan lagi pada proses selanjutnya dengan  produk  metanol. Liquid dialirkan  menuju Heat Exchanger untuk pertukaran panas dengan aliran sebelumnya hingga menjadi 180˚C.

## E. Unit Pemurnian Metanol
Aliran  yang  mengandung  produk  metanol  kemudian dipurifikasi  dari  komponen  pengotor  yang  tidak  dibutuhkan lagi.  Pertama-tama  digunakan Distillation  Column untuk memisahkan  larutan  metanol  dengan  gas  CO 2 dan  gas-gas ringan lain yang masih terkandung dalam aliran.
Metanol  dari  bawah  kolom  dialirkan  ke Valve untuk menurunkan  tekanan  menjadi  3  bar.  Kemudian  dialirkan  ke kolom  distilasi  dengan  suhu antara titik didih methanol (65˚C) dan  titik  didih  air  (100˚C)  untuk memisahkan gas metanol dari bottom  liquid berupa  air.  Gas  yang  mengandung  90%-mol metanol kemudian dialirkan ke unit sintesa Olefin.

## F. Unit Sintesa Olefin
Gas  metanol  dialirkan  ke Olefin  Heat  Exchanger untuk mengondisikan  suhunya  menjadi  489,9˚C  (763  K)  agar  sesuai dengan  kondisi  operasi  reaktor.  Kemudian  aliran  diarahkan menuju Ethylene  Synthesis  Reactor .  Katalis  yang  digunakan adalah  SAPO-34  yang  terdiri  dari  Al 2 O 3 :  P 2 O 5 :  0.6  SiO 2 : 0.5 TEAOH  :  1.5  morpholine.  Reaksi  yang terjadi pada reaktor ini adalah [6]:
2CH 3 OH        C 2 H 4 + 2 H 2 O 3CH 3 OH        C 3 H 6 + 3 H 2 O 4CH 3 OH        C 4 H 8 + 4 H 2 O
Gas  hasil  reaksi  berupa  campuran  gas  etilena,  propilena, butilena,  air  dan  komponen-komponen  pengotor  lainnya. Aliran  produk  kemudian  didinginkan  hingga  suhu  216,14˚C agar  terbentuk  2  fasa  yang  kemudian  dipisahkan  kandungan airnya dalam separator . Selanjutnya gas dialirkan ke Fixed Bed Water  Removal yang  menggunakan  adsorban  berupa Molecular Sieve untuk menyerap sisa air yang belum terpisah dari  gas.  Setelah  itu,  gas  dikompresi  hingga  tekanan  5  bar untuk  mempermudah  proses  pemurnian  dan  dialirkan  ke Gas- Gas Heat Exchanger untuk dipertukarkan panasnya.

## G. Unit Pemisahan Olefin
Produk  olefin  yang  merupakan  campuran  etilena,  propilena, dan  1-butena  dipisahkan  untuk  mendapatkan  masing-masing komponennya. Pertama-tama produk gas dimasukkan ke dalam Depropanizer untuk  memisahkan bottom  product berupa komponen  olefin  yang  lebih  berat  dengan overhead  gas berupa  campuran  olefin  ringan  (etilena  dan  propilena).  1- butena  yang  dihasilkan  pada bottom  product kemudian ditampung pada Butylene Storage . Overhead  gas dialirkan  ke  dalam Deethanizer untuk memisahkan  etilena  dengan  propilena.  Produk  atas  etilena dalam  fasa  liquid  ditampung  dalam Ethylene  Storage dan produk bawah propilena ditampung dalam Propylene Storage .

## III. MATERIAL BALANCE
Hasil  perhitungan material  balance menunjukkan  bahwa kapasitas  produksi  olefin  sebesar  1.485.725  ton/tahun  yang terbagi  menjadi  957.715,42  ton etilena /tahun,  445.607,32  ton propilena /tahun, dan 82.402,22 ton butylene /tahun membutuhkan bahan baku sebesar 10 juta ton Low Rank  Coal / tahun [7]-[11]. Perbandingan spesifikasi minimum industri dan spesifikasi produk yang dihas ilkan adalah sebagai berikut [12].
T abel 2. Perbandingan syarat komposisi produk dengan hasil
Etilena Propilena Komposisi Syarat Hasil Komposisi Syarat Hasil Etilena 99 mol% 99.6 mol% Propilena 99.6 mol% 99.94 mol% Hidrogen ≤ 10 mol ppm 0 mol ppm Hidrogen 10 mol ppm 0 mol ppm Oksigen ≤ 1 mol ppm 0 mol ppm Oksigen 2 mol ppm 0 mol ppm Karbon monoksida ≤ 2 mol ppm 0 mol ppm Karbon monoksida 5 mol ppm 0 mol ppm Air ≤ 10 mol ppm 0 mol ppm Karbon dioksida 5 mol ppm 0.036 mol ppm Methanol ≤ 5 mol ppm 0 mol ppm Air 10 mol ppm 0 mol ppm T otal Sulfur ≤ 1 mass ppm 0.00029 mass ppm Methanol 5 mol ppm 0 mol ppm T otal Sulfur 2 mass ppm 0.0036 mass ppm

## IV. ANALISA EKONOMI
Dalam melakukan analisa ekonomi, digunakan asumsi modal kerja sebesar 6 bulan biaya pengeluaran yang terdiri dari biaya bahan  baku  ditambah  dengan  biaya  operasi,  eskalasi  harga bahan  baku  sebesar  nilai  inflasi  6  %  setiap  tahun,  eskalasi biaya  operasi  yang  meliputi  biaya  bahan  penolong,  biaya utilitas  dan  biaya  tetap  sebesar  nilai  inflasi 6 % setiap tahun, sumber dana investasi berasal dari modal sendiri sebesar 20 % biaya  investasi  dan  pinjaman  jangka  pendek  sebesar  80  % biaya  investasi dengan bunga sebesar 10.5 % per tahun yang akan  dibayar  dalam  jangka  waktu  48  bulan  (4  tahun), penyusutan  investasi alat & bangunan terjadi dalam waktu 10 tahun secara straight line . Hasil  analisa  keuangan menunjukkan bahwa dibutuhkan Total Investment Cost 1.049,5 MUSD  dengan  bunga  10,5% per tahun. Dalam 10 tahun, Nilai NPV  sebesar  5.723,4  MUSD,  IRR  sebesar  71,68%  yang  lebih tinggi  dari  suku bunga bank per tahun sebesar 10,5% dengan pengembalian  modal  selama  2,51  tahun.  Berdasarkan  analisa kepekaan terhadap 4 paramater sensitifitas yaitu fluktuasi biaya investasi,  harga  bahan  baku,  harga  jual  dari  produk  dan kapasitas  produksi,  terdapat  3  variabel  yang  sangat  peka terhadap  fluktuasi  yaitu  harga  katalis SAPO-34, harga produk etilena,  dan  kapasitas  produksi  etilena.  Variabel-variabel tersebut  dapat  menyebabkan  ketidakstabilan  dari  IRR.  Oleh karena  itu  diperlukan  upaya-upaya  penyelesaian  dalam menjaga stabilitas IRR pabrik agar tidak terjadi kerugian, antara lain yaitu penetapan supplier katalis untuk mendapatkan harga
katalis yang stabil, mencari pasar tetap untuk penjualan produk dan menjaga stabilitas kapasitas produksi pabrik [13].

## V. KESIMPULAN/RINGKASAN
Pabrik  Olefin  dari Low  Rank   Coal layak  untuk  didirikan ditinjau  dari  hasil  analisa  ekonomi  didapatkan  nilai  NPV  10 tahun  sebesar  5.723,4  MUSD,  IRR sebesar 71,68% yang lebih tinggi  dari  suku bunga bank per tahun sebesar 10,5% dengan pengembalian  modal  selama  2,51  tahun,  dan  berdasarkan analisa  parameter  sensitivitas,  diperlukan  upaya  menjaga stabilitas  IRR  pabrik  melalui  penetapan  supplier  katalis untuk mendapatkan  harga  katalis  yang  stabil,  mencari  pasar  tetap untuk  penjualan  produk  dan  menjaga  stabilitas  kapasitas produksi pabrik.

## UCAPAN TERIMA KASIH
Penulis  mengucapkan  terima  kasih  kepada  keluarga Laboratorium  Thermodinamika  Jurusan  Teknik  Kimia  FTI  ITS yang  telah  memberikan  dukungan  dan  saran  terhadap penulisan artikel ini.

## DAFTAR PUSTAKA
[1] Indonesia.  Kementerian  Energi  dan  Sumber  Daya  Mineral.  Pusat Data  dan  Informasi. Handbook of Energy & Economic Statistics of Indonesia.  Jakarta:  Pusat  Data  dan  Informasi  Kementrian  ESDM (2014).
[2] Soemanto, Ariana. Indonesia Pathway 2050 Calculator: Penyediaan Minyak dan Gas Bum i. 2014 . Jurnal Mineral & Energi. Litbang  Energi  dan  Sumber  Daya  Mineral, Kementerian Energi dan
Sumber Daya Mineral. (2014)
[3] Adimnistrator.  (2014,  September). Adaro  Envirocoal  Coal
Specifications . Available: http://www.adaro-envirocoal.com
[4] Higman,  Christopher  and  Van Der Burgt, Marteen. Gasification 2 nd
Ed . Boston : Gulf Profesional Publishing. (2008).
[5] Smith  R.  J.,  Byron.  Loganathan,  Muruganandam.  Shantha, Murthy Shekhar.  A  review  of  the  W ater  Gas  Shift  Reaction  Kinetics.
International  Journal  of  Chemical  Reactor  Engineering.  2010. Volume 8: Review R4.
[6] Xiang,  Dong.  Yang,  Siyu.  Liu,  Xia.  Mai, Zihao. Qian, Yu. T echno - economic  performance  of  the  coal-olefins  process  with  CCS.
Chemical Engineering Journal. 2014. 240(2014): 45 -54.
[7] Himmelblau,  David  M.  Riggs,  James  B.  “ Basic  Principles  and Calculations  in  Chemical  Engineering”,  7 th Edition.  New  Jersey: Prentice  Hall  International  Series  in  the  Physical  and  Chemical Engineering Sciences (2004).
[8] Van  Ness,  Smith. Introduction  to  Chem ical  Engineering Therm odynam ics, 4 th ed. Singapore: Mc Graw-Hill Inc. (1967)
[9] Ulrich,  Gael  D. A  guide  to  Chem ical  Engineering  Process  Design and Econom ic . Canada: John Wiley and Sons. (1984).
[10] Perry,  R.  H.  Green,  Don  W. Perry’s  Chem ical  Engineers’
Handbook , 6th Ed. New York : Mc Graw-Hill. (1984)
[11] Kern,  Donald  Q. Process  Heat  Transfer .  T okyo :  Mc  Graw-Hill Book Company. (1965).
[12] Kriel,  Ludwig.  Winter,  Olaf.  Stork,  Karl. Ethylene,  keystone  to  the
Petrochem ical Industry . New York : M. Dekker. (1980).
[13] Klaus.  D.T immerhaus  and  Ronald.  E.W,  “Plant  Design  and Economics  for  Chemical  Engineering”,  5 th International  Edition McGraw Hill Book Company (2003).