La présente invention est relative à un procédé de déshydrogénation d'hydrocarbures aromatiques alkylés. On connatt bien en pratique et on utilise largement un procédé de fabrication d'hydrocarsures aromatiques, comme le styrène, comprenant le passage rapide d'hydrocarbures aromatiques alkylés et de vapeur d'eau à des températures élevées sur un lit de catalyseur approprié. A titre d'exemple, dans la production de styrène, le procédé habituel comprend le mélange de vapeur d'eau surchauffée et d'éthylbenzène vaporisé dans les proportions correctes pour donner la température de réaction désirée, et ensuite le passage du mélange à travers un réacteur catalytique, de manière qu'une déshydrogénation de l'éthylbenzène en styrène se produise. On sait que la déshydrogénation d'un hydrocarbure aromatique alkylé est une réaction fortement endothermique. Par conséquent, la quantité de l'hydrocarbure déshydrogéné dépend de la quantité de chaleur alimentée au réacteur par unité d'hydrocarbure aromatique alkyleffi. Dans les plus anciennes méthodes de production de styrène, on a utilisé couramment deux types de réacteur.Un premier type comprend un lit fixe massif de catalyseur, où la chaleur de réaction n'est alimentée que par de la vapeur d'eau surchauffée amenée avec l'alimentat & n hydrocarburée; le second type de réacteur est un réacteur à enceinte entubes, où la chaleur est alimentée par les parois des tubes en provenance d'un gaz de combustion qui entre en contact avec l'extérieur de ces tubes, pour entretenir une température de réaction plus constante. Dans le lit fixe massif, l'admission de chaleur et, par conséquent, la conversion de l'hydrocarbure alkylé peuvent autre accrues en augmentant la quantité et/ou la température de la vapeur d'eau surrhauffée ajoutée en méme temps que l'alimentation au réacteur.Toutefois, ceci doit autre équilibré par rapport à la formation de sous-produits et au cotit de la vapéur d'eau elle-mme; d'une manière générale, le rendement sera d'autant plus bas que la vapeur d'eau envoyée au réacteur sera plus chaude Les mêmes considérations s'appliquent d'une manière générale aux réacteurs à enceinte et tubes. On a essayé d'autres procédés pour augmenter la conversion des déshydrogénations tout en conservant un bon rendement. Au cours des années, on a amélioré les catalyseurs en modifiant les constituants et les dimensions des particules et on a reconçu les réac teurs pour tirer un meilleur parti de la chaleur. Ces systèmes -semblent toutefois limités à des conversions de 38-40 % à l'échelle industrielle, si on envisage des rendements raisonnables. Pour des procédés plus récents, on utilise des réacteurs multiples et la chaleur nécessaire pour entretenir la réaction est alimentée entre les étages de réaction. Un procédé d'alimentation de chaleur de ce genre est illustré dans le brevet des Etats-Unis d'Amérique n 3.118.006 de Lovett et consort , suivant lequel on ajoute directement de la vapeur d'eau à l'effluent d'un réacteur pour augmenter la température du mélange de réaction avant l'entrée de ce dernier dans le réacteur suivant, Grace à ce procédé d'utilisation de réacteurs multiples et d'injection dirècte de vapeur d'eau entre les étages de réaction, on peut obtenir des conversions atteignant 50 %, tandis que le rendement en styrène est maintenu à un niveau avantageux, par exemple de 90 % ou plus.Même ces innovations et procédés plus récents semblent incapables d'augmenter la conversion de l'hydrocarBure aromatique alkylé une valeur sensiblement supérieure à 50 k, sans affecter le rendement en hydrocarbure aromatique vinylique désiré. On a admis pendant de nombreuses années, dans le domaine de la déshydrogénation des: hydrocarbures aromatiques alkyliques, que, au fur et à mesure que la conversion augmente, le rendement en le produit désiré diminuera de manière correspondante. I1 est par conséquent évident qu'un procédé donnant des conversions plus élevées pour le même rendement serait extrtmement intéressant d'un point de vue industriel etconstituerait une amélioration particulièrement intéressante à la technique de la déshydrogénation d'hydrocarburesaromatiques alkyliques On a également admis en pratique que, lorsqu'on utilise de la vapeur d'eau pour fournir de la chaleur à l'alimentation hydro carburée par un contact direct, cette vapeur d'eau ne peut pas se trouver à une température dépassant 800 C sans influencer de manière néfaste le rendement du produit désiré. Des températures de vapeur d'eau dépassant 800 C ont donc été évitées en raison du cracking thermique rapide qui se produit normalement lors d'un contact entre l'alimentation hydrocarburée et la vapeur d'eau à haute température. Toutefois,omme l'utilisation d'une vapeur d'eau de plus haute température permettrait la manipulation de volumes beaucoup plus pe tits de vapeur d'eau au cours de dette réaction, l'emploi d'une telle vapeur d'eau serait très avantageux si cet emploi pouvait se faire sans une somme anormale de dégradation thermique des hydrocarbures présents dans le courant d'alimentation. La présente invention concerne des améliorations à la déshydrogénation d'hydrocarbures aromatiques alkylés, suivant lesquelles on combine l'hydrocarbure avec de la vapeur d'eau surchauffée dans une zone de catalyseur de déshydrogénation. Les améliorations consistent à subdiviser les courants de départ d'hydrocarbure et de vapeur d'eau en une série de courants alternés d'hydrocarbure et de vapeur, pour assurer ainsi un mélange rapide et total de cette vapeur et de cet hydrocarbure lors de leur entrée dans la zone de catalyseur. Ces améliorations s'obtiennent grace à un dispositif de mélange situé en avant de la zone de catalyseur L'invention pourra mieux entre comprise encore grâce à la description donnée ci-après avec référence aux dessins annexés. La figure 1 est une vue en coupe longitudinale d'une forme de réalisation du dispositif de mélange utilisé dans le cadre de la présente -invention. -La figure 2 est une vue en coupe de l'extrémité supérieure de la forme de réalisation de la figure 1, cette vue étant prise suivant la ligne 2-2 de la figure 1. La figure 3 est une vue en plan de l'extrémité inférieure de la forme de réalisation de la figure 1. La figure 4 est une vue en perspective d'une autre forme de réalisation du dispositif de mélange suivant la présente invention. La figure 5 est un schéma illustrant une forme de réalisation particulière de la présente invention Suivant une forme de réalisation préférée, on utilise deux réacteurs ou lits réacteurs de déshydrogénation catalytique ou plus, opérant en série,- de sorte qu'un hydrocarbure aromatique alkylé qui doit Autre déshydrogéné est alimenté dans le premier réacteur en é- tant mélangé avec une fraction de la quantité totale de vapeur d'eau.Si on utilise deux réacteurs, l'effluent du premier réacteur est mélangé avec le restant de la quantité de vapeur d'eau dans un dispositif mélangeur à sortie multiple de courants, comme on le décrira par la suite, et on alimente ce mélange au second ré acteur où on déshydrogène une quantité supplémentaire de l'hydrocarbure aromatique aîkylé, le produit hydrocarburé aromatique substitué par vinyle étant ensuite récupéré par distillation. Ce processus peut se répéter pour un nombre quelconque de réacteurs en série. Lorsque la vapeur d'eau injectée' entre les étages de réaction est introduite dans l'effluent de la première zone de réacteur ou est mélangée avec cet effluent, en la faisant passer par un dispositif de mélange à sortie multiple de courants, on a trouvé que l'on peut utiliser de la vapeur d'eau ayant une température d'environ 825 à environ 1000Ce pour fournir la chaleur nécessaire à l'élévation de la température du courant hydrocarburé sans produire de cracking thermique quelconque avec une réduction résultante du rendement. Les figures 1, 2 et 3 illustrent une forme de réalisation préférée du dispositif de mélange à plusieurs courants, utilisé dans le procédé de l'invention. Dans ce mélangeur, qui est désigné d'une manière générale par la référence 9, un conduit 10 recevant l'un des composants à mélanger est relié à l'espace supérieur 11 prévu dans le flasque 17, Depuis cet espace supérieur 11, ce composant passe dans des tubes 12 qui convergent vers une ouverture 13 prévue à la base du dispositif de mélange L'autre composant est introduit par le conduit 14 dans la cavité 15. Ce composant traverse les espaces intermédiaires 16 formés entre les tubes 12.En conséquence, lorsque les gaz quittent le dispositif de mélange, les multiples courants relativement faibles .d'hydrocarbure et de vapeur d'eau à haute températAre se présentent suivant un agencement alterné qui assure une juxtaposition et un contact étroit au point qu'un mélange rapide se produit après que les courants ont quitté le dispositif de mélange. La figure 4 est une vue en perspective d'une variante de conception d'un dispositif de mélange à plusieurs courants. Une série de tubes concentriques forment des espaces annulaires 40, 41, 42, 43 et 44 Par conséquent, pourréaliser un mélange à la sortie entre la vapeur d'eau et l'hydrocarbure, on alimente un courant d'hydrocarbure à des espaces annulaires alternés, par exemple 40, 42 et 44, tandis qu'on alimente de la vapeur d'eau à haute température aux espaces annulaires restants, par exemple 41 et 43. On peut prévoir suivant les nécessités un nombre plus grand ou moindre d'espaces de ce genre. La figure 5 est une vue schématique en coupe matérialisant l'invention décrite. A titre d'exemple, dans la production de styrène à partir d'éthylbenzène, les conditions suivantes s'appliquent à une installation suivant la figure 5, ces conditions n'étant évidemment nullement limitatives. On introduit un courant d'environ 45 kg/heure d'éthylbenzène vaporisé à environ 580 0C dans le conduit 10 et on le mélange avec environ 27 kg/heure de vapeur d'eau survhauffée entrant par un conduit 14 à environ 850 C, les deux courants sortant du mélangeur 9 à courants multiples. Le mélange passe par le conduit 53 pour arriver au premier réacteur 54 à une température de réaction d'environ 6500C. L'éthylbenzène est déshydrogéné dans le réacteur par contact avec un lit fixe de catalyseur 55 qui comprend 86,8 % d'oxyde ferrique, 1,6 % d'oxyde de chrome et 11, 9 % de potassium, ce dernier étant calculé pour le carbonate de potassium, et ce souks forme de pastilles d'environ 4,8 mm.L'effluent soutiré du premier réacteur 54 se trouve à une température d'environ 6400C. Ensuite, on mélange ceteffloent avec environ 22,5 kg/heure de vapeur d'eau à environ 10000C entrant par le conduit 14', et la vapeur d'eau et l'ef- fluent quittent le mélangeur 9 pour passer par le conduit 58 vers le second réacteur 59 à environ 6700C Les réactifs traversent un second lit de catalyseur de déshydrogénation 60 et sont évacués du second réacteur à environ 6500C. On a ainsi obtenu une conversion d'environ 45 % de I'éthylbenzène introduit à l'origine dans le premier réacteur, 91 % étant du styrène.Le courant total sortant du second réacteur par le conduit 61 va à un troisfKeme mélangeur à environ 6500C où on ajoute une quantité supplémentaire de 6,8 kg/heure environ de vapeur d'eau à environ 1000 0C, une quantité supplémentaire de lléthylbenzène étant convertie en styrène dans ce troisième réacteur. C'est ainsi qu'après ce dernier, il y a une conversion d'environ 65 % de 1'éthyl- benzène en un produit dont 91 % sont formés par du styrène. On refroidit alors le courant de vapeur d'eau et d'hydrocarbure, on le condense et on le sépare, puis on prévoit une distillation de la partie hydrocarburée pour séparer le styrène qui est ensuite purifié par une autre distillation.Même à ces conversions relativement é- levées, les rendements de styrène à partir d'éthylbenzène sont au moins égaux à ceux obtenus en utilisant des techniques traditionnel les de déshydrogénation. Bien que des dessins illustrent l'utilisa tion de plus d'un réservoir, il est évident que tous les lits de réaction peuvent se situer dans la mEme enceinte. On répète ce procédé pour un certain nombre de réacteurs en série mais l'utilisation d'une telle injection de vapeur d'eau entre deux ou trois étages de réaction est habituellement la plus pratique. De la sorte, gracie à de tels moyens, le but d'injecter une plus grande somme d'énergie thermique dans la réaction pour l'amener à une conversion plus élevée est atteint sans production d'un cracking thermique excessif. I1 est par conséquent possible, en suivant le procédé de l'invention, d'utiliser de la vapeur d'eau ayant une température dépassant 8000C pour arriver à des conversions plus élevées de l'hydrocarbure aromatique alkylé, sans réduction du rendement des hydrocarbures aromatiques substitués par vinyle jusqu'à un IL veau non économique. L'avantage particulier de l'invention est constitué par la conversion nettement accrue d'un hydrocarbure aromatique alkylécen un hydrocarbure aromatique substitué par vinyle, ce qui est inattendu en raison des nombreuses variantes opératoires de la technique antérieure qui n'ont pas été suffisamment importantspour justifier des changements ou des améliorations au procédé habituel ou normal de déshydrogénation d'hydrocarburesaromatiqus alkylé6,que l'on emploie dans l'industrie. Comme, en pratique industrielle, l'alimentation aux réacteurs de déshydrogénation et l'effluent partant de ceux-ci contiennent de la vapeur dSeau et des hydrocarbures autres que l'hydrocar- bure aromatique substitué par alkyle, ces courants sont fréquemment désignés par 1'courants hydrocarburés" pour la simplicité et pour les distinguer de la vapeur d'eau utilisée pour amener de la chaleur à la réaction. Les expressions "dispositif de mélange à sortie multiple de courants", "dispositif de mélange à sortie de courants", "dispositif de mélange" et "mélangeur à plusieurs tubes", que l'on utilise dans le cas présent, désigne un dispositif tel qu'illustré par les figures 1, 2, 3 et 4, c'est-à-dire un dispositif qui comprend une série de zones essentiellement tubulaires, capables de recevoir deux courants distincts dans des espaces tubulaires alternés. Ces cou rants n'entrent pas en contact l'un avec l'autre l'intérieur du dispositif de mélange mais y sont subdivisés en la série de courants alternés, de telle sorte que lors de la sortie du dispositif de mélange, les courants relativement plus petits et juxtaposés d'hydrocarbure et de vapeur d'eau se-mélangent à fond et rapidement lorsqu'ils passent à la zone de réaction suivante.Ce mélange complet et rapide réduit fortement le cracking thermique normalement rencontré lorsqu'on injecte directement de la vapeur d'eau à haute température dans un courant hydrocarburé en une quantité suffisante pour chauffer un tel -courant jusqu'à une température convenant pour la déshydrogénation. On peut employer l'un quelconque des catalyseurs bien connus de déshydrogénation dans le procédé de l'invention mais les catalyseurs préférés contiennent principalement du Fe203 en mélange avec du K20 et du Cr203, ces catalyseurs pouvant contenir aussi des activants, des stabilisants ou des régulateurs de l'aire superficielle On a déterminé que l'on peut mettre en oeuvre le procédé de l'invention avec une quantité n'atteignant que 1,5 kg de vapeur mais pouvant arriver à environ 10 kg de vapeur par kg d'hydrocarbure aromatique alkylé Cependant, pour des raisons-pratiques d'économise dans le procédé, l'intervalle préféré est de 2 à 3 kg de vapeur d'eau au total par kg d'hydrocarbures aromatiques alkylés. Les dimensions du réacteur n'ont pas d'influence sur le développement de l'invention mais on utilisera évidemment les meilleurs dimensions pour arriver à la durée de séjour appropriée, comme il est d'usage dans ce typ-e de réacteur de déshydrogénation. L'allure du réacteur n'est pas non plus importante pour autant que l'on atteigne une chute de pression relativement faible dans ce réacteur. La réaction peut entre mise en oeuvre dans un réacteur à lit fixe, un réacteur tubulaire ou un réacteur à lit fluidisé, et ce avec un égal succès. On peut employer des réacteurs multiples suivant le caractère économique de la situation, en prévoyant par exem- ple de 2 à 5 réacteurs en série.Cependant, pour arriver à la combinaison la plus avantageuse de conversion d'hydrocarbure aromatique alkylé et de rendements acceptables, le nombre préféré de réacteurs est habituellement de 2 ou 3. Meme si on préfère des étages multiples de réaction, l'injection de vapeur d'eau à la manière de la présente invention est également avantageuse dans un seul étage de réaction utilisant un lit fixe massif de catalyseur, dans lequel le total de l'alimentation aromatique substituée par alkyle et le total de la vapeur d'eau sont mélangés avant de pénétrer dans le lit de catalyseur se trouvant dans le réacteur.Lorsqu'on utilise des réacteurs multiples, on ajoute une quantité suffisante de vapeur d'eau entre les réacteurs pour fournir la chaleur nécessaire à l'élévation de la température du mélange jusqu'à la température de réaction requise Pour un système à deux réacteurs, la vapeur d'eau partagée entre le premier réacteur et le second peut habituellement se régler suivant un rapport de 1/3 à 3/1, le rapport préféré étant normalement de 2/3 à 3/2. Par un procédé similaire, on peut déshydrogéner d'autres hydrocarbures aromatiques alkylés, comme l'isopropylbenzène, le diéthylbenzène, l'éthylnaphtalène, l'éthylchlorobenzène, afin de produire des hydrocarbures aromatiques substitués par vinyle correspondants. On réalise de préférence la réaction de déshydrogénation à une température d'environ 55O0C jusqu a environ 700C mais l'intervalle préféré pour la réaction est habituellement d'environ 620 à environ 6850C pour la plupart des catalyseurs de déshydrogénation de l'invention. Les avantages de la présente invention sont atteints en utilisant de la vapeur d'eau ayant une température d'environ 825 à 10000C pour réchauffer l'effluent du réacteur comme décrit. Dans la plupart des cas, on préfère utiliser à cet effet de la vapeur d'eau ayant une température d'environ 870 à environ 9000C. Lorsqu'on utilise des étages multiples de réaction, il n'est habituellement pas nécessaire d'utiliser de la vapeur d'eau à une telle température élevée pour chauffer l'alimentation au premier étage du réacteur mais il est nécessaire de le faire pour les étages suivants et on peut évidemment utiliser aussi pour le premier étage luimême. Pour ce premier étage, on peut aussi employer une vapeur d i > ayant une température d'environ 650 à environ 8250C. Exemple 1 Comme illustré par la figure 5, on a relié en surie trois réacteurs à lit radial adiabatiqueS et les alimentations d'hydrocarbure et de vapeur d'eau pour chaque réacteur sont d'abord envies dans un dispositif de mélange à tubes de sortie, tel qu'illustré par la figure 1. Le catalyseur utilisé était un catalyseur classique de 3 déshydrogénation ayant une densité apparente de 1,33 g/cm et une aire superficielle de 2,04 m g, ce catalyseur comportant 70,0 % de Fe203, 13,0 % de K20, 1,5 % de Cr203 et 2,6 % de V205. Le volume total du catalyseur était de 15,67 dm3, avec un volume de 3,60 dm3 dans le premier réacteur, un volume de 4,54 dm3 dans le second réacteur et un volume de 7,53 dm3 dans le troisième. Dans le tube du premier dispositif de mélange, on a alimenté 5,4 kg de vapeur d'eau et 13,70 kg/heure d'un courant hydrocarburé contenant 97,0 % en poids d'éthylbenzène, 0,27 % en poids de benzène, 2,62 % en poids de toluène et 0,13 % en poids de styrène La température de ce courant hydrocarbure-vapeur d'eau allant au mélangeur était de 5880C Latéralement à l'enveloppe du mélangeur, on a alimenté 8,2 kg/heure de vapeur d'eau ayant une température de 8720C. Le courant mixte passait du mélangeur au lit de catalyseur à une température de 650C et il traversait ce lit de catalyseur pour aller vers l'enveloppe externe du réacteur en vue de former un courant effluent ayant une température de 6450C. Ce courant effluent pénétrait alors par le tube du second mélangeur et, latéralement à l'enveloppe de celui-ci, on a ajouté 6,84 kg/heure de vapeur d'eau à 1000 C. Le courant mixte allant au second lit de catalyseur avait une température d'environ 6720C et, après avoir traversé ce lit, il formait un elEluent du second réacteur, ayant une température de 6510C.De nouveau, l'effluent était envoyé dans le tube d'entrée du mélangeur suivant où on alimentait 6,84 kg/heure de vapeur d'eau à 10000C. Après mélange dans-le enduit en dessous du mélangeur, le courant avait une température de 6620C et il pénétrait dans le troisième réacteur à cette température. L'effluent du troisième réacteur montrait une conversion d'éthylbenzène de 66,3 % en poids et un rendement en styrène de 90,7 /0 en poids. A titre de comparaison, on a utilisé le méme système de réacteur et le même catalyseur sous des conditions de réaction essentiellement identiques, sauf que l'on a utilisé des mélangeurs classiques "T", au lieu des dispositifs de mélange à tubes. La vapeur d'eau utilisée dans les trois dispositifs de mélange se trouvaient respectivement à 7570C, 9100C et 9160C. Les résultats montrent une conversion d'éthylbenzène de 43,6 /% et un rendement de styrène de 92,1 %. On peut voir de la sorte qu'on réalise une amélioration de plus de 20 % en ce qui concerne la conversion, tandis que le rendement en styrène reste à plus de 90 %. Exemples2 - 6 Des exemples comparatifs supplémentaires sont présentés par le tableau suivant. I1 est à noter que l'utilisation d'une vapeur d'eau à 10000C au second et au troisième mélangeur à tubes multiples ("MT") 'affectait pas le rendement, tandis que l'on obtenait des conversions améliorées-en raison de l'excellent mélange atteint grace aux mélangeurs à tubes. Les dispositifs de mélange "T", utilisés dans les exemples 3 et 5, constituent des dispositifs de la technique connue. TABLEAU Kg de Tempér. Kg de Tempér. Reac- vapeur de Rapport Tubes du sortie du % cumulatif Exemple teur d'eau vapeur HC* mélangeur mélangeur N N par hre ( C) par hre S/Oxx de vapeur ( C) Conver. Rendement 2 (+5,16) Mélangeur 1 7,97 868 13,63 0,96 609 658 24,5 92,5 "MT" 2 7,11 1000 13,63 1,49 647 667 45,9 92,2 3 7,15 1000 13,63 2,01 644 655 67,1 91,1 Total 27,39 ---- 13,63 ---- --- --- 67,9 90,3 3 (+5,61) Mélangeur 1 8,33 737 13,54 1,03 670 654 10,5 91,1 "MT" 2 7,02 888 13,54 1,55 620 657 20,7 92,0 3 7,02 838 13,54 2,07 602 639 31,3 91,2 Total 27,98 --- 13,54 ---- --- --- 30,2 92,4 4 (+5,48) Mélangeur 1 8,38 872 13,73 1,01 584 654 20,4 93,2 "MT" 2 6,84 1000 13,72 1,51 643 672 43,4 91,1 3 6,88 1000 13,72 2,01 651 660 65,6 91,0 Total 27,58 ---- 13,72 ---- --- --- 64,5 90,1 5 (+5,30) Mélangeur 1 8,65 773 13,54 1,03 687 667 11,3 90,0 "MT" 2 6,84 921 13,54 1,54 630 663 27,9 91,0 3 6,74 916 13,54 2,04 608 665 46,5 90,8 Total 27,53 --- 13,54 ---- --- --- 64,5 90,1 6 (+5,43) Mélangeur 1 8,15 870 13,72 0,99 586 651 19,9 29,7 "MT" 2 6,88 1000 13,72 1,49 640 662 40,0 92,2 3 6,93 1000 13,72 2,00 642 655 62,2 91,7 Total 27,39 ---- 13,72 ---- --- --- 64,5 91,0 * HC = hydrocarbure d'alimentation comprenant 95 % d'éthylbenzène ** rapport S/O = Kg de vapeur d'eau par Kg d'éthylbenzène REVENDICATIONS 1 Procédé de déshydrogénation d'un hydrocarbure aromatique alkylé par combi'aison de l'hydrocarbure avec de la vapeur d'eau surchauffée dans une zone contenant un catalyseur de déshydrogénation, caractérisé en ce qu'on subdivise les courants de départ d'hydrocarbure et de vapeur d'eau surchauffée en une série de courants alternés par passage de ces courants de départ à travers un dispositif de mélange situé en avant de la zone de catalyseur, de telle sorte qu'à la sortie de ce dispositif de mélange pour entrer dans la zone de catalyseur, les courants alternés sont mélangés à fond et rapide ment. 2 Procédé suivant la revendication 1, caractérisé en ce que la vapeur d'eau surchauffée se trouve à une température de 825 à 1000 C. 3. Procédé suivant l'une ou l'autre des revendications 1 et 2, caractérisé en ce que le dispositif de mélange consiste en une série de tubes montés à l'intérieur d'une enveloppe tubulaire., 4. Procédé suivent l'une ou l'autre des revendications 1 et 2, caractérisé en ce que le dispositif de mélange consiste en une série de tubes concentriques