炭化水素ストリーム中の硫黄化合物を転換するための方法であって、上記方法が:炭化水素ストリーム及びアルカリストリームを混合するステップと;上記アルカリストリームと混合した上記炭化水素ストリームを、アルカリを含んだ予備洗浄部30に供給して硫化水素を硫化塩に転換するステップと;硫化物を含んだ使用済みアルカリストリームを、上記予備洗浄部30から連続的に回収するステップと;上記使用済みアルカリストリームの少なくとも一部を再循環し、上記炭化水素ストリームに混合させるステップと;再生アルカリストリームを上記予備洗浄部30に連続的に追加するステップと;予備洗浄された炭化水素ストリームを上記予備洗浄部30から回収するステップと;そして上記予備洗浄された炭化水素ストリームを、上記予備洗浄部30とは別個の、アルカリを含んだ抽出部32に供給するステップとを含むことを特徴とする方法。上記使用済みアルカリストリームの一部が上記予備洗浄部30に再循環され、そして上記使用済みアルカリストリームの他の部分が上記使用済みアルカリストリームから除去されることを特徴とする請求項1記載の方法。上記再生アルカリストリームが、上記使用済みアルカリストリームに加えられることを特徴とする請求項1記載の方法。請求項1~3記載のいずれかの方法における硫黄化合物を含んだ炭化水素ストリームをアルカリに接触させるための装置24であって、上記装置が:炭化水素ストリームをアルカリに接触させるための予備洗浄部を含有する容器24と;容器24に連通した、容器から炭化水素ストリームを回収するための導入口を有する炭化水素除去導管38と;容器24に連通した、容器から使用済みアルカリストリームを回収するための導入口、及び容器に連通した排出口を有するアルカリ再循環導管20と;上記アルカリ再循環導管20に連通したアルカリ追加ライン50と;そして上記アルカリ再循環導管20に連通したアルカリ除去ライン44と;を含むことを特徴とする装置。従って本発明の目的は、抽出器、沈降分離槽及び砂濾過器を1つの容器に結合させ、それによって抽出系の構築に必要となる資本を低減させることである。加えて、本発明のさらなる目的は、苛性剤予備洗浄器、抽出器、沈降分離槽及び砂濾過器を1つの容器に結合させ、それによって抽出系の構築に必要となる資本の低減を図ることである。図面を参照することで、本発明の方法及び装置の一般的な意味解釈が理解されることであろう。図1を参照すると、メルカプタン硫黄及び硫化水素を含んだLPGまたはナフサなどの炭化水素液体ストリームがライン10を通ってアミン吸収器12に供給される。ジエチルアミンまたはモノエチルアミンなどのアミンが、ライン14を通ってアミン吸収器12に供給される。アミン吸収器12は、一連のトレイを含んでいる。炭化水素ストリームを供給する上記ライン10は、アミン吸収器12の中間点よりも下にある分配器を有している。アミンを供給するためのライン14上のノズルは、上記容器の頂上部に向けて配置され、上記容器を下降するアミンと上記アミン吸収器12を通じ上昇する炭化水素の両対向流を接触させる。上記アミン吸収器12のアミンは硫化水素と反応し、チオールアミドを生成する。通常、およそ1000~2000wppmの硫化水素を含む炭化水素ストリームは、アミン吸収器12内で15wppmまで硫化水素の濃度が減少する。チオールアミドを豊富に含んだアミン流出ストリームはアミン吸収器12の底部からライン16を通って流出し、一方炭化水素流出ストリームはアミン吸収器12の頂上部からライン18を通って硫化水素濃度が実質的に低下した状態で流出する。さらに、ライン10の供給ストリーム中に場合によっては存在する二酸化炭素またはその他の酸性気体もアミンと反応し、ライン16を通ってアミン吸収器12を流出するアミン流出ストリームに吸収される。苛性剤再循環導管20はライン18と結合し、水性苛性剤などのアルカリ性水溶液とアミン吸収器12からの炭化水素流出液とを、抽出器24に流入する前にライン22内で混合させる。圧力差指示制御器PDIC26は制御弁28を通じて、7~103kPa1~15psig、望ましくは28~55kPa4~8psigの範囲内などのように圧力の低下を制御し、ライン22での液体苛性剤と液体炭化水素との適正な混合を可能にする。予混合炭化水素及び水性苛性剤ストリームは、ライン22を通って抽出器24に流入する。抽出器24は、無孔で、下向きに凸状のバッフル34によって隔てられた下側予備洗浄部30及び上側抽出部32によって構成されている。抽出部32は予備洗浄部30の真上に位置し、両部は少なくとも1つの共通壁33を共有するのが望ましい。予備洗浄部30は、予備洗浄部30の頂上部に近接したコアレッサー36を有している。ライン22は、予備洗浄部30の底部に近接して、予備洗浄部30に供給を行う。予備洗浄部30において、3~20ボーメ2~12重量の、好ましくは5~17ボーメ3~12重量、望ましくは8~12ボーメ5~8重量の苛性剤などのアルカリ性水溶液を残留硫化水素と反応させ、硫化ナトリウムなどの硫化塩を生成する。通常、上記アルカリ性水溶液は10ボーメ7重量である。高濃度水性苛性剤及びその中に溶存する硫化物は予備洗浄部30の底に沈下し、一方硫化水素の減少した炭化水素は上記予備洗浄部30の頂上部に向かって上昇する。コアレッサー36は、予備洗浄部30内を上昇する苛性剤の微小な液滴を結集させ、それらが残りの苛性剤と共に、予備洗浄部30を通って沈降し始めるのに十分なだけの重量を与える機能を果たす。移送導管38は、予備洗浄部30と連通し、コアレッサー36の上の予備洗浄部30の頂上部に近接した導入口、及び抽出部32と連通し、抽出部32の底部に近接した排出口を有している。高濃度苛性剤は、ポンプを必要とせずに、移送導管38を通じて低濃度炭化水素を押し上げる。ポンプ42は、予備洗浄部30の底部から再循環導管20を通じて使用済み苛性剤を汲み上げる。使用済み苛性剤は、制御弁46によって調節されるライン44を通じて再循環導管20から回収される。制御弁46を通過する苛性剤の流速は、予備洗浄部30内での炭化水素と苛性剤との界面における苛性剤のレベルを監視する液面指示制御器LIC48によって自動的に制御される。予備洗浄部30内の苛性剤のレベルを感知するLIC48は、制御弁46の全開状態に対しての設定のための信号を送信し、予備洗浄部30での苛性剤のレベルを所望の設定値に設定する。さらに使用済み苛性剤は、再循環導管20を経由してライン44を通じて予備洗浄部30から連続的に回収される。ライン44を通じて回収された使用済み苛性剤は、使用済み苛性剤が使用済み苛性剤脱ガス槽非図示から降下して処理にかけられる前に上記槽の頂上部から揮発性炭化水素を蒸発させるための上記槽に送り込まれる。ライン50の再生苛性剤は苛性剤再循環導管20に、続いて予備洗浄部30に流速制御器FRC98によって制御される制御弁52によって調節された流速で連続的に供給される。さらに、ライン54を経由して上記苛性剤再循環導管20に水が加えられる。抽出部32における水性苛性剤などのアルカリ性水溶液は、17~25ボーメ12~19重量、好ましくは18~22ボーメ13~16重量、そして通常20ボーメ14重量の濃度を有している。硫化水素を実質的に含まない炭化水素ストリームは、移送導管38の排出口を出て抽出部32内へ流入する。抽出部32内のメルカプタンは苛性剤と反応し、ナトリウムメルカプチド及び水を生成する。上記低濃度炭化水素は抽出部32の頂上部へと上昇し、一方水性苛性剤及び上記水性苛性剤に溶存するメルカプチドは抽出部32の底部へと沈降し、そして無孔で、下向きに凸状のバッフル34で結集する。炭化水素は、メッシュブランケット61cm2フィートからなるコアレッサー58まで上昇し、そして上記コアレッサーは、抽出部32の頂上部へと搬送された微小な苛性剤の液滴と炭化水素とを、それらの微小さを利用して融合させる。上記コアレッサー58は苛性剤の微小な液滴を融合させて大きな液滴を形成し、この大きな液滴は抽出部32の底部へと再び沈降する傾向がある。メルカプタン及びメルカプチドを実質的に含まない処理済み炭化水素は、生成物導管60を経由して抽出部32から出る。メルカプチドを豊富に含んだ使用済み苛性剤は、下向き凸状バッフル34の最下部のドレインを通じ、ライン62を通って回収される。上記ライン62は、実際は予備洗浄部30の内部を通ってコアレッサー36の上に、そしてその共通壁33を通って延びている。ライン64はライン62に酸化触媒を添加する。本発明においては、特定のメルカプタン酸化触媒の使用を必要としない。当該技術においては多くの好適な触媒が知られている。触媒の好ましい一群に、スルフォン化金属フタロシアニンが含まれる。特に好適なスルフォン化金属フタロシアニンは、ここでその教示が参照として示されている米国特許第4049572号明細書の記載されている方法によって調製される高モノスルフォン化コバルトフタロシアニンである。その他のフタロシアニン触媒については米国特許第4897180号明細書に記載されている。さらに、アルカリ接触溶液での使用に好適な双極性触媒については米国特許第4956324号、米国特許第3923645号、米国特許第3980582号及び米国特許第4090954号各明細書に記載されている。通常、アルカリ性水溶液における酸化触媒は10~500wppm、好ましくは200wppmの濃度を有している。触媒を加えた上記使用済み苛性剤ストリームは、加熱器66で、熱交換流体としての低圧ストリームとの間接熱交換によって加熱するのが望ましい。上記加熱器66は、上記使用済み水性苛性剤を38°C100°F~43°C110°Fの範囲で加熱するのが望ましい。メルカプチドを酸化するのに十分なだけの空気を、ライン68を通ってライン62の上記使用済み苛性剤ストリームに加え、酸化剤供給ライン70を形成する。上記使用済み水性苛性剤及び空気混合物は酸化器72に分配される。上記酸化器72内で、ナトリウムメルカプチドが酸素及び水と触媒的に反応し、苛性剤及び有機二硫化物を生成する。酸化器72内のラシヒリングはその表面積を拡大し、触媒との接触を向上させる。出口導管74は酸化器72の頂上部から流出液を回収する。酸化器72からの上記流出液は、空気相、液体二硫化物相及び液体水性苛性剤相を含んだ3つの相から構成されている。出口導管74は、酸化器72からの流出液を、垂直部78及び水平部80から構成される二硫化物分離器76へと供給する。一旦上記分離器内に収納されると、空気相はライン82を通って垂直部78の頂上部を出る。2つの液相は二硫化物分離器76の水平部80内に沈下する。軽質二硫化物相は、ライン84を通って水平部80の頂上部を出る。二硫化物分離器76を出た二硫化物流出液はライン84によって砂濾過器86へと搬送され、残された苛性剤を融合、分離し、そしてライン88を通って本プロセスから除去される。重質再生苛性剤は、ライン90を通って水平部80の底部から出る。二硫化物分離器76の垂直部78は、その表面積を拡大して、空気に付着した液体を上記空気から切り離し、ライン82を通って流出しないようにするためのカーボン製ラシヒリングを有している。二硫化物分離器76の水平部80の一部分は、コアレッサーとして機能する無煙炭を含む。二硫化物相に含まれる苛性剤の液滴は、大きな、重質の液滴へと融合し、上記液滴は重質水性苛性剤相へと沈降し、ライン84への導入口ではなくライン90への導入口から流出する。再生苛性剤を搬送するライン90は、ライン92とライン50との2つに分離される。ライン92は、流速制御器FRC96によって制御される制御弁94によって調節された流速で、再生苛性剤を抽出部32へと搬送する。ライン50は、FRC98によって制御される制御弁52によって調節された流速で、再生苛性剤を苛性剤再循環導管20へと搬送する。上記FRC96及び98は、ライン92及び50それぞれの苛性剤の流量を測定し、制御弁52及び94に信号を送ってそれらの全開状態に対する調節を行い、所望の入力流量を得る。上記所望の入力流量を割り出すことによって、抽出器24の各部分における所望の苛性剤濃度の値を得る。アミン吸収器12及び抽出器24の圧力は、生成物導管60の圧力を監視する圧力指示制御器PIC63によって制御される制御弁61によって、抽出部32から流出する生成物導管60の炭化水素の流量を調節することによって保持される。上記圧力は、上記炭化水素が液化状態に保たれるレベルに維持することが望ましい。この圧力は通常、517~2758kPa75~400psigの範囲内である。上記炭化水素ストリームの温度は、38°C100°F前後に保たれることが望ましい。加熱器66は、使用済み苛性剤がライン70で、酸化器72に流入する前に、上記苛性剤の温度を好ましくは38°C100°F~43°C110°Fの範囲内に上昇させる。酸化反応は発熱性であって、これによって出口導管74の流出液の温度が、好ましくは57°C135°Fを超えない程度に上昇する。従って二硫化物分離器76の温度は、好ましくは57°C135°F未満である。酸化器72及び二硫化物分離器76内の圧力は、ライン82の圧力を監視する圧力指示制御器PIC87によって制御される制御弁85によってライン82の圧力を調節することによって、好ましくは345~448kPa50~65psigの範囲内に維持される。図2は抽出器24の内部をより詳細に示している。予備洗浄部30は、いくつかの例外を除いては実質的に空洞である。ライン22の排出口は、供給物を上方に分配する分配器26まで延びている。上記分配器26は、ライン22に対して垂直な、その開口が水平に対して45°の角度で上方を向いている円筒パイプを有している。苛性剤-炭化水素の界面57は通常、分配器26及びコアレッサー36の間に位置している。上記コアレッサー36は、予備洗浄部30の上端近くで、その断面全体に広がる厚さ30cm1フィートのメッシュブランケットからなる。コアレッサー36の上に配置された移送導管38への導入口38aは、排出口38bを通って抽出部32の分配器56へ流体を供給する。ライン62への導入口は、予備洗浄部30のコアレッサー36よりも上の部分を通って延びている。抽出部32の内部について、図2の内容と併せて図3に示す。分配器56は、分配器56に連通する移送導管38の排出口38bに対して垂直に延びる円筒パイプを有している。水平下に下向きに45°で配置される開口部によって抽出部32への供給が行われる。分配器56は、抽出部32の断面を部分的に横切って延びる水平プレート104及び2つの直立堰106及び108によって構成される供給デッキ102上に配置される。上記分配器56は、堰106、108、プレート104及び抽出器24の抽出部32の共通壁33の内側面によって画定される供給パン109内に配置される。降水管110は、プレート104、堰106及び抽出器24の共通壁33の内側面によって画定される導入パン107内に配置される排出口112を有している。図2は、供給デッキ102上の6つのジェットデッキ120を示している。本発明の抽出部32には、多かれ少なかれジェットデッキ120が用いられる。抽出部においては、2~15のデッキが用いられるのが望ましく、6~8のデッキが標準的である。加えて、充填層またはトレイなどの、液-液接触を円滑にするためのその他のタイプの構造が検討される。図2及び4は、ジェットデッキ120の説明のために参照される。各ジェットデッキ120は、抽出器24の共通壁33の内側表面によって画定される排出口パン122、降水管110の導入口126に連通する水平パンプレート124、及び垂直堰128を有している。またジェットデッキ120は、多孔篩部130及び無孔部131によって構成されるプレート129も含んでいる。上記無孔部131は、垂直堰134によって上記篩部130から分離される。導入パン132は、無孔部131、共通壁33の内側表面及び堰134によって画定される。ライン92からの再生苛性剤は、最上部のジェットデッキ120の導入パンに供給される。図3には、垂直堰106、108が抽出部32を横切って平行に延び、導入パン107及び供給パン109を画定する構図が示されている。図4には、垂直堰128、134が抽出部32を横切って平行に延び、導入パン132及び排出口パン122を画定する構図が示されている。堰106、108、128及び134の高さは30.5cm1フィートであるから、苛性剤の量がこの30.5cm1フィートを超える場合、各堰から溢れ出ることになる。上記堰の高さを、これよりも高く設定することも可能である。供給デッキ102において、導入パン107及び供給パン109を溢れ出た苛性剤は、上記供給デッキ102よりも下の苛性剤-炭化水素界面111へと零れ落ちる。ジェットデッキ120の場合、溢れ出た苛性剤は篩部130上に流出し、篩部130の孔を通って上昇してくる炭化水素と接触する。ジェットデッキ120の排出口パン122へと流入する苛性剤は、降水管110の導入口126を通って、その下のジェットデッキ120の導入パン132へ、続いて供給デッキ102の導入パン107へと、それぞれ排出口112を通って流下する。この構成によって炭化水素及び苛性剤を適切に接触させることが可能となり、一方上記炭化水素は抽出部32の頂上部へと上昇し、そして生成物導管60を通って流出する。コアレッサー58は、抽出部32の頂上部近く、ジェットデッキ120の上に位置する。メッシュブランケットで構成されるコアレッサー58は、抽出部32の断面全体にわたって配置される。コアレッサー58は、苛性剤が炭化水素生成物と共に流出するのを防ぐ最後の障壁となるものであるから、そこを通過する苛性剤の量が2ppm以下、望ましくは1ppm以下になるようにするための十分な性質を有していることが重要である。Koch-Otto-York社のCOALEXなどのコアレッサーが好適である。上記コアレッサー58は、最上部のジェットデッキ120から距離を置いて配置され、その間に苛性剤の急激な上昇があった場合に緩衝帯域として機能する開口沈殿容量59を提供する。上記沈殿容量59は、少なくとももう1つのジェットデッキ120を収納できるだけの容量分を占める。抽出器24の上記コアレッサー58及び沈殿容量59によって、従来の液-液抽出プロセスの砂濾過器及び沈降槽容器が不要となる。