La présente invention concerne un procédé de préparation d'hydrocarbures diéniques. Les diènes, et en particulier le butadiène et l'isoprène, servent de monomères pour la fabrication de caoutchouc synthétique. On connait des procédés de préparation de diènes par deshydrogénation oxydante de paraffines ou d'oléfines consistant à les mettre en contact avec un lit fixe de catalyseur à base d1 oxydes, notamment d'un catalyseur à base d'oxydes de nickel et de molybdène, à une température de 400 à 7000C en présence d'un agent d'oxydation et d'un diluant inerte. d inconvénient des procédés précités consiste en les difficultés d'évacuation des fortes quantités de chaleur qui se dégagent au cours de la réaction. On connais également un procédé de préparation de diènes par déshydrogénation oxydante de paraffines ou d' oléfi- nes en lit fluidisé de catalyseur à base d'oxydes de bismuth et de molybdène. On met en oeuvre le procédé dans deux appareils séparés: un réacteur où l'on effectue la réaction de déshydrogénation oxydante des paraffines ou des oléfines et un régénérateur où intervient la régénération oxydante du catalyseur. Le catalyseur circule entre ces appareils au moyen d'un système de transport pneumatique. On effectue le procédé à une température de 450 à 5000C en diluant la charge d'hydrocarbures à la vapeur d'eau (environ 10 volumes de vapeur d'eau pour 1 volume d'hydrocarbures) et à l'air (6 à 8 volumes pour 1 volume d'hydrocarbures). Ce procédé présente l'avantage qu'il permet d'évacuer facilement la chaleur qui se dégage au cours de la réaction. Toutefois, il n'est pas exempt de défauts qui sont inhérents à l'utilisation d'un système de transport pneumatique0 On peut citer la complexité du circuit technologique, la hauteur considérable de l'unité, le frottement sensible et les pertes de catalyseur par attrition, et l'érosion du matériel. Le but de la présente invention est de fournir un procédé de préparation de diènes qui permette de supprimer le système de transport pneumatique du catalyseur et qui en réduise les pertes. On s'est donc proposé de créer un schéma technologique nouveau du procédé qui permette de combiner dans un appareil unique la réaction de déshydrogénation des hydrocarbures et la régénération du catalyseur en rendant de ce fait le procédé plus rentable et commode à industrialiser. On atteint ce but par un procédé de préparation de diènes par déshydrogénation oxydante des paraffines ou des oléfines à une température de 400 à 7000C en présence d'un diluant inerte et d'un agent d'oxydation dans un lit fluidiw d'un catalyseur à base d'oxydes qui, suivant l'invention, est caractérisé en ce qu'on effectue les opérations dans un réacteur constitué d'au moins deux sections séparées verticalement et communiquant entre elles dans la partie supérieure et dans la partie inférieure du lit fluidisé de catalyseur qui circule de façon orientée d'une section dans l'autre en étant soumis à une réduction lors de la réaction de déshydrogénation oxydante desdits hydrocarbures au cours d'un écoulement à courant de même sens avec les hydrocarbures admis à une désorption des produits de la réaction au cours d'un écoulement à contre-courant avec le diluant inerte admis et à une régénération oxydante au cours d'un écoulement à courant de meme sens avec l'agent oxydant admis, la concentration en catalyseur dans la section où intervient la dite désorption devant dépasser la concentration en ce catalyseur de l'autre section d'une valeur comprise entre 20 et 1200 kg/m3. Les modes de mise en oeuvre suivants du procédé sont possibles. On met en oeuvre le procédé suivant l'invention dans un réacteur ayant deux sections I et II qui communiquent entre elles à la partie supérieure et inférieure d'un lit fluidisé de catalyseur, la fluidisation du catalyseur dans la section I étant réalisée par admission dans sa partie inférieure d'un agent oxydant et d'un diluant inerte avec introduction dans sa partie moyenne d'hydrocarbures, et dans la section II par admission dans sa partie inférieure d'un diluant inerte. Dans la section I, dans le cas d'un écoulement du catalyseur à équicourant avec le courant gazeux il y a régénération oxydante du catalyseur et ensuite réduction de celui-ci dans la réaction de déshydrogénation des hydrocarbures.Dans la section II, dans le cas d'un écoulement à contrecourant du catalyseur avec le diluant inerte admis il y à désorption des produits de la réaction entraînés par le catalyseur au cours de sa circulation à travers lesdites sections. le mode de mise en oeuvre considéré du procédé supprime le système de transport pneumatique du catalyseur et peuh être réalisé facilement dans les conditions- industrielles. Suivant l'invention, il est possible de mettre en oeuvre le procédé dans un réacteur comportant quatre -sections I, II, III, et IV; dans ce cas, dans la partie supérieure du lit fluidisé du catalyseur la section I communique avec la section II tandis que la section III communique avec la section IV, et dans la partie inférieure du lit fluidisé la section I communique avec la section IV alors que la section II communique avec la section III, l'état fluidisé du catalyseur étant maintenu: dans la section I par admission d'hydrocarbures et d'un diluant inerte, dans la section III par admission d'un agent oxydant et d'un diluant inerte, et dans les sections II et IV par admission de diluant inerte. Dans ce cas dans la section I lors de l'écoulement à courant de même sens du catalyseur et du courant gazeux il y a déshydrogénation oxydante des hydrocarbures; dans la section III dans le cas d'écoulement à courant de même sens du catalyseur et du courant gazeux il y a régénération oxydante du catalyseur; et dans les sections II et IV dans le cas d'écoulement à contre-courants du catalyseur et du diluant inerte il y a désorption de la surface du catalyseur, des produits de la réaction et de l'agent-oxydant qui ont été entraînés lors de la circulation du catalyseur à travers lesdites sections. Ce mode de mise en oeuvre permet d'effectuer la réaction de déshydrogénation des hydrocarbures d'une manière plus efficace étant donné que cette réaction intervient en l'absence pratiquement totale d'o ygène dans la phase gazeuse. L'oxygène est introduit dans la réaction avec le catalyseur. Il s'ensuit que la sélectivité du procédé en le produit désiré est augmentée. Lesdites sections peuvent être formées dans le réacteur par une cloison verticale de n'importe quelle forme, notamment cylindrique. La concentration en catalyseur des sections II -et IV (les deux modes de mise en oeuvre) où intervient la désorption dépasse la concentration en catalyseur des autres sections de 20 à 1200 kg/m3. Une différence entre les concentrations en catalyseur inférieure à la valeur indiquée, c'est à dire au-dessous de 20 kg/m3 n'est pas acceptable, car dans ce cas la circulation du catalyseur cesse. Une différence entre les coneentrations en catalyseur supérieure de 1200 kg/m3 est pratiquement irréalisable car elle est définie par la masse volumique apparente du catalyseur et ne peut pas la dépasser. On crée cette différence entre les concentrations en catalyseur dans les modes de mise en oeuvre précités en maintenant les vitesses d'écoulement des gaz dans les sections II et IV de 1,2 à 30 fois inférieures à celles existant dans les sectiens I et III où la vitesse d'écoulement des gaz est de 0,2 à 3 m/s. Lorsque la vitesse d'écoulement des gaz est inférieure à 0,2 m/s la circulation du catalyseur cesse, tandis qutén présence d'une vitesse supérieure à 3 m/s les pertes en cata lyseurstaccroissent sensiblement. On peut créer la différence entre les concentrations en catalyseur en disposant dans les sections I et III (dans les deux modes de mise en oeuvre) des éléments de garnissage ou des grilles avec des vitesses linéaires identiques d'écoulement des gaz dans chacune des sections et égales à 0,2 à 3 m/s. On peut obtenir la différence entre les concentrations en catalyseur par utilisation d'éléments de garnissage ou de grilles et maintien des vitesses drécoulement des gaz dans les sections II et IV (les deux modes de mise en oeuvre) de 1,2 à 30 fois inférieures à celles existant dans les sections I et III où la vitesse d'écoulement des gaz est maintenue dans un intervalle de 0,2 à 3 rn/s. Lrutilisation des éléments de garnissage ou des grilles permet de mieux organiser le lit fluidisé de catalyseur et de le rendre plus homogène. Â titre de catalyseur pour le procédé de l'invention, on peut utiliser ntimporte quel catalyseur apte àla déshydrogénation oxydante desdits hydrocarbures, notamment des catalyseurs à base d'oxydes de nickel-molybdène, de bismuth-molybdène, et de magnésium-molybdène. À titre d'agent d'oxydation on peut utiliser l'air ou un mélange de celui-ci avec l'opygène. À titre de diluant inerte, on peut utiliser la vapeur d'eau, l'azote, l'argon, l'hélium, et leurs mélanges. L'invention permet d'obtenir des diènes d'après un procédé technologique plus simple grace à la conjonction dans un même appareil de la réaction de déshydrogénation des hydrocarbures et de la régénération du catalyseur en éliminant ainsi un système compliqué de transport pneumatique du catalyseur. L'invention permet également de réduire sensi- blement les pertes dé catalyseur et d'abaisser le prix de revient du produit désiré. D'autres caractéristiques et avantages de l'invention seront mieux compris à la lecture de la description détaillée qui va suivre du procédé de préparation d'hydrocarbures diéniques en se référent au dessin annexé sur lequel la Figure 1 représente schématiquement la mise en oeuvre du procédé dans un réacteur à deux sections; et la Fig. 2 représente schématiquement la mise en oeuvre du procédé dans un réacteur à quatre sections. On met en oeuvre le procédé dans un réacteur 1 (Fig. 1) divisé par une cloison verticale cylindrique 2, suivant la hauteur du lit fluidisé de catalyseur, en deux sections I et II de manière que l'extrémité supérieure 3 de la cloison 2 se trouve au-dessous du niveau du lit fluidisé de catalyseur tandis que la partie inférieure de la cloison 2 se trouve dans la partie inférieure du lit fluidisé de catalyseur et se termine par un orifice de sortie 4. On envoie dans la section I par une conduite 5, à travers un barboteur 6, l'agent oxydant et le diluant inerte, tous deux à l'état gazeux. À titre d'agent d'oxydation on peut utiliser notamment de l'air ou de l'air enrichi en oxygène et, à titre de diluant inerte, on peut utiliser de la vapeur d'eau, de l'azote, de l'argon, de l'hélium ou leurs mélanges. Dans la section I, par une conduite 7 à travers un barboteur 8, on fait arriver la charge hydrocarhonée gazeuse, et dans la section II, par une conduite 9 à travers un barboteur 10, on fait arriver le diluant inerte. On conduit les opérations de manière que la concentration en catalyseur de la section II dépasse la concentration en catalyseur de la section 1 de 20 à1200 kg/m3. .Dans ce cas la charge hydrostatique du lit de catalyseur dans la section Il sera plus élevée que dans la section I ce qui est la cause de la circulation dirigée du catalyseur à travers les sections I et Il. La différence entre les concentrations en catalyseur desdites sections peut être réalisée par les procédés suivants comme cela a été indiqué précédemment à savoir: I - par la création d'une vitesse de l'écoulement des gaz dans la section I supérieure à la vitesse de ltécou- lement des gaz dans la section II; 2 - par disposition dans la section I d'élé ments de garnissage ou de grilles, à vitesse égales des écoulements des gaz dans les sections I et II; 3 - par combinaison des deux premiers procédés. Le catalyseur dans la section I se déplace courant de même sens avec le diluant inerte et l'agent oxydant et il subit la régénération oxydante dans ltespace entre les barboteurs 6 et 8. Dans ce cas, l'oxygène de l'agent d'opydation est absorbé par le catalyseur, et le catalyseur oxydé, en passant le barboteur 8, subit une réduction dans la réaction de déshydrogénation oxydante des hydrocarbures qui a lieu dans le lit du catalyseur disposé au-dessus du barboteur 8. Ensuite le catalyseur réduit s'écoule à la partie supérieure du lit fluidisé de la section I vers la section II, et descend dans cette section à contre-courant par rapport au diluant inerte gazeux qui y est introduit. Dans la section II il y a désorption par le diluant inerte des produits de la réaction entraînés par le catalyseur en circulation. Après avoir traversé la section II le catalyseur s'écoule à travers l'orifice de sortie 4 vers la partie inférieure de la section I pour y subir la régénération oxydante. Pour évacuer la chaleur qui se dégage au cours de la déshydrogénation oxydante on fait arriver par une conduite II à travers un barboteur 12 (ou par des injecteurs) dans le lit de catalyseur un condensat aqueux à évaporer afin de réaliser le refroidissement. Le courant gazeux qui sort de la section II et les produits de la réaction provenant de la section I à la sortie du lit de catalyseur sont soumis à une trempe par le condensat de vapeur ou par de la vapeur d'eau saturée qui sont admis par une conduite 19 à travers un barboteur 14 (ou par d'autres moyens connus, notamment par des serpentins). Après la trempe, on débarrasse le courant gazeux et le produit de la réaction de la poussière de catalyseur dans un cyclone 15 et on les évacue du réacteur par une conduite 16. La poussière de catalyseur venant du cyclone 15 retourne au lit fluidité par une colonne descendante 17 On trouvera ci-dessous un mode de mise en oeuvre du procédé dans un réacteur à quatre sections. On réalise ce mode de mise en oeuvre suivant le schéma représenté sur la Fig. 2. On effectue le procédé dans le réacteur I (Fig. 2) divisé par une cloison verticale 18 en deux zones: zone A de réaction et zone B de régénération qui sont divisées à leur tour par des cloisons cylindriques verticales 19 et 20 suivant la hauteur du lit fluidisé de catalyseur en sections I; II; III et IV de manière que les extrémités supérieures 21 et 22 des cloisons 19 et 20 respectivement se trouvent au-dessous du niveau du lit fluidisé de catalyseur. Dans la partie supérieure du lit fluide sé la section I communique avec la section II tandis que la section III communique avec la section IV. Dans la partie inférieure du lit fluidisé la section I communique avec la section IV tandis que la section II communique avec la section III.Le catalyseur dans la section I est maintenu à ltétat fluidisé par des hydrocarbures gazeux et par le diluant inerte qui sont introduits par une conduite 23 à travers un barboteur 24 et dans la section III, par l'agent oxydant gazeux et par le diluant inerte admis dans la partie inférieure de la section III par une conduite 25 à travers un barboteur 26. Par des conduites 27 et 28 à travers des barboteurs 29 et 30 on envoie dans les sections IV et II le diluant inerte. On conduit le procédé de manière que la concentration en catalyseur des sections Il et IV soit supérieure à la concentration en catalyseur des sections I et III. Il s'ensuit que les charges hydrauliques des lits de catalyseur dans les sections II et IV dépassent les charges hydrauliques des lits de catalyseur dans les sections I et III ce qui provoque la circulation dirigée du catalyseur successivement à travers les sections I, Il, III et IV. Les procédures de création de la circulation du catalyseur dans le réacteur sont les mêmes que celles qui ont été décrite s précédemment. Dans la section 1 le catalyseur qui remonte en courant de meame sens avec les hydrocarbures et le diluant inerte est réduit au cours de la déshydrogénation oxydante des hydrocarbures et arrive à l'état réduit dans la section II. Dans la section II, sous l'effet du diluant inerte, il y a désorption des produits de la réaction entraidés par le catalyseur. Le catalyseur désorbé arrive par un orifice 31 dans la partie inférieure de la section III où il subit la régénération oxydante à courant de meme sens avec l'agent oxydant et le diluant inerte.Après la traversée de la section III le catalyseur est envoyé dans la section IV où il s'écoule à contre-courant par rapport au diluant inerte introduit et où l'agent oxydant entraîné lors de la circulation du catalyseur est désorbé. Par un orifice 32 le catalyseur arrive dans la partie inférieure de la section I. Pour évacuer la chaleur on introduit par une conduite 33 à travers un barboteur 34 dans la partie inférieure de la section I le condensat aqueux en vue de l'évaporation. On évacue les produits de la réaction par une conduite 35 en les soumettant à la trempe et à la purification vis-à-vis de la poussière de catalyseur (non représenté sur la figure) d t une façon analogue au premier mode de mise en oeuvre (Fig. t). On évacue les gaz de la régénération par une tuyauterie 36. Dans la zone A au-dessus du lit fluidisé du catalyseur on maintient une pression de gaz identique à celle de la zone B0 Les exemples non limitatifs suivants sont donnés à titre d'illustration de l'invention. 1 I On effectue les opérations de déshydrogénation oxydante de n-butane en présence d'un catalyseur à base d'oxydes de magnésium et de molybdène d'après le schéma représenté sur la Fig. 1. Le diamètre du réacteur I est de 1000 mm, et le diamètre de la section Il est de 500 mm. La vitesse d'écoulement des gaz dans la section I est de 0,6 m/s, et dans la section II de 0,15 m/s. La concentration en catalyseur de la section I est de 540 kg/m3 et celle de la section II de 970 kg/m3. A titre de diluant inerte on utilise de la vapeur d'eau et à titre d'agent oxydant de l'air. Les conditions d'exécution des opérations sont les suivantes: Température 600pas rapports en volumes butane normal air/vapeur d'eau = 1/7,2/7. On a obtenu les résultats suivants: rendements en butadiène: calculé par rapport au butane normal introduit: 32,9% en poids; calculé par rapport au butane normal transformé: 52,5% en poids; taux de conversion du butane normal 62,6% Les pertes de catalyseur, calculées par rapport au butane normal introduit, sont de 0,25% en poids. EXEMPLE 2 On effectue les opérations de déshydrogénation oxydante de butylènes normaux en présence d'un catalyseur à base d'oxydes de magnésium et de molybdène suivant le schéma réprésenté sur la Fig. 1. Le diamètre du réacteur I est de 1000 mm, et le diamètre de la section II est de 500 mm. À titre de diluant inerte on utilise de la vapeur d'eau et comme agent oxydant de l'air. Le régime de la déshydrogénation est le suivant: température 4800C, rapports en volumes butylènes normaux /air/vapeur d'eau = 1/6,2/5. La vitesse d'écoulement des gaz dans la section I est de 0,3 m/s, et dans la section II de 0,25 m/s. La concentration en catalyseur de la section I est de 600 kg/m3, et celle de la section II de 700 kg/m3. On a obtenu les résultats suivants: Rendements en butadiène: calculé par rapport aux butylènes normaux in produit: 62,2% en poids, calculé par rapport aux butylè nes normaux transformés: 71,6% en poids, Taux de conversion des butylè nes normaux 86,9% Les pertes de catalyseur, calculées par rapport aux butylènes normaux introduits, sont de 0w22 o en poids. EXENSIM 3 On effectue les opérations de déshydrogénation oxydante de butylènes normaux en présence d'un catalyseur à base d'oxydes de magnésium et de molybdène d'après le schéma représenté sur la Fig. 1 avec introduction dans la section I d'éléments de garnissage constituées de spirales. Diamètre du réacteur 1= 1000 mm, diamètre de la section II = 500 mm. À titre de diluant inerte on utilise de la vapeur d'eau et à titre d'agent d'oxydation de l'air. Le régime de la déshydrogénation est le suivant: température 4800C rapports en volume butylènes normaux/air/vapeur d'eau = 1/2,5/7. La vitesse d'écoulement des gaz dans les sections I et II est égale à 0,5 m/s. La concentration en catalyseur de la section I est de 350 kg/m et celle de la section II de 580 kg/m30 On a obtenu les résultats suivants: rendement en butadiène: calculé par rapport aux butylènes normaux introduits: 63,8% en poids, calculé par rapport aux buty reniez normaux transformés: 73,3 o en poids taux de conversion des buty lènes normaux: 87,0% Les pertes de catalyseur, calculées par rapport aux butylènes normaux introduits, sont de 0,25% en poids. On effectue les opérations de déshydrogénation oxydante d'isoamylènes en présence d'un catalyseur à base d'oxydes de magnésium et de molybdène suivant le schéma représenté sur la Fig. 1. Le diamètre du réacteur i est de 1000 mm, et le diamètre de la section II est de 500 mm. On utilise à titre de diluant inerte de la vapeur d'eau et comme agent oxydant de l'air. Le régime de la déshydrogénation est le suivant: température 5700C rapports en volumes Isoamylènes/air/vapeur d'eau = 1/5,8/7. La vitesse d'écoulement des gaz dans la section I est de 2,0 m/s et dans la section Il de 0,15 m/s; la concentration en catalyseur de la section I est de 170 kg/m3 et celle de la section II est de 1070 kg/m3. On a obtenu les résultats suivants: rendements en isoprène: calculé par rapport aux isoamy lènes introduits 46,5 en poids, calculé par rapport aux isoamy lènes transformés: 8t,0% en poids, taux de conversion des isoamy lènes: 56,7% en poids Les pertes en catalyseur, calculées par rapport aux isoamylènes introduits, sont de 0,33% en poids. EXEMPLE 5 On effectue les opérations de déshydrogénation oxydante de butane normal en présence d'un catalyseur à base d'oxydes de magnésium et de molybdène suivant le schéma représenté sur la Fig. 2. Le diamètre du réacteur 1 est de 430 mm. Les ect;Lons II et IV ont un diamètre de 125 mm. La température est de 60000. Rapports en volume butane normal/air/vapeur d'eau = 1/7,2/7. La vitesse d'écoulement des gaz dans les sections I et III est de 0,5 m/s, et dans les sections II et IV elle est de 0,2 m/s. La concentration en catalyseur des sections-I et III est de 640 kg/m3, et celle des sections II et IV de 910 kg/m5. On a obtenu les résultats suivants: rendements en butadiène: calculé par rapport au butane normal introduit: 30,6% en poids calculé par rapport au butane normal transformé: 55,1% en poids taux de conversion du butane normal: 55,5% Les pertes en catalyseur, calculées par rapport au butane normal introduit, sont de 0,4% en poids. REMPLIE 6 D'après le schéma représenté sur la Fig. 2 on effectue les opérations d déshydrogénation oxydante de butylènes normaux en présence d'un catalyseur à base d'oxyde de bismuth et de molybdène. Le régime de la déshydrogénation est le suivant: température 4800C Rapports en volumes butylènes normaux/air/va- peur d'eau = 1/4,8/5. La vitesse d'écoulement des gaz dans les sections I et III est de 0,3 m/s et dans les sections II et IV de 0,25 m/s. La concentration en catalyseur des sections I et III est de 600 kg/m3, et celle des sections Il et IV de 700 kg/m3. On a obtenu les résultats suivants: rendements en butadiène: calculé par rapport aux Wutyle- nes normaux introduits: 61-,6% en poids calculé par rapport aux butylè nes normaux transformés: 71,1% en poids taux de conversion des butylè nes normaux 88,7% Les pertes en catalyseur, calculées par rapport aux butylènes normaux introduits, sont de 0,33% en poids. EIRMPIR 7 D'après le schéma réprésenté sur la Fig. 2 on effectue les opérations de déshydrogénation oxydante des butylènes normaux en présence d'un catalyseur à base d'oxydes de magnésium et de molybdène les sections I et III étant garnies d'élements de garnissage sous forme de spirales. Le régime de la déshydrogénation est le suivant t température 4800C Rapports en volumes butylènes normaux/air/vapeur d'eau = 1/2,5/7. La vitesse d'écoulement des - gaz dans les sections I, II, III, IV est de 0,5 m/s; la concentration en catalyseur des sections I et III est de 350 kg/m3 et celle des sections II et IV de 580 kgXm3. On a obtenu les résultats suivants: rendements en butadiène: calculé par rapport aux butylè nes normaux introduits: 64s8Ne en poids calculé par rapport aux butylè nes normaux -transformés: 77,3% en poids taux de conversion des butylè nes normaux: 4,3% en poids Les pertes de catalyseur, calculées par rapport aux butylènes introduits, sont de 0,45% en poids. EXEMPTE 8 D'après le schéma représenté sur la Fig. 2 on effectue les opérations de déshydrogénation oxydante d'isoaznylènes en présence d'un catalyseur à base d'oxydes de magnésium et de molybdène. Le régime de la déshydrogénation est le suivant: température 5700C rapports en volumes isoamylènes/air/vapeur d'eau = 1/4,8/7. La vitesse d'écoulement des gaz dans les sections I et III est de 2,0 m/s, et dans les sections II et IV de 0,15 m/s. La concentration en catalyseur des sections I et III est de 160 kg/m3, et celle des sections II et IV de 1000 kg/m). On a obtenu les résultats suivants: rendements en isoprène: calculé par rapport aux isoamy lènes introduits: 45, en poids calculé par rapport aux isoamy lènes transformés: 79,0% en poids taux de conversion des isoamy lènes 57,5% Les pertes en catalyseur, calculées par rapport aux isoamylènes introduits, sont de 0,48% en poids. EXEMPLE 9 Cet exemple sert à expliquer la préparation de butadiène par déshydrogénation oxydante de butane normal d'après le procédé connu en lit fluidisé d'un catalyseur à base d'oxydes de magnésium et de molybdène, comprenant un réacteur de déshydrogénation de butane normal, un appareil de régénération du catalyseur et un système de transport pneumatique. Le diamètre du réacteur est de 0,3 m le diamètre du régénérateur est de 0,3 m À titre de diluant inerte on utilise de la vapeur d'eau et à titre d'agent d'oxydation de l'air. Le transport pneumatique du catalyseur est réalisé par de l'azote. Le régime d'exécution du procédé est le suivant: La vitesse d'écoulement des gaz dans le réacteur est de 0,5 m/s. La vitesse d'écoulement des gaz dans le régénérateur est de 0,5 m/s. Température 6000C Rapports en volume butane/air/vapeur d'eau = 1/7,2/7. On a obtenu les résultats suivants: rendements en butadiène: calculé par rapport au butane introduit: 25,4% en poids calculé par rapport au butane transformé: 47,3% en poids taux de conversion du butane normal 53,7% Les pertes de catalyseur, calculées par rapport au butane normal introduit, sont de 1,6% en poids. En comparant les exemples 1 et 5 suivant l'in vention à l'exemple 9 on voit que le procédé suivant l'invention présente de meilleures caractéristiques au point de vue de la déshy- drogénation et qu'il donne lieu à de plus faibles pertes de catalyseur0 R E V E N D I C À T I O N s i - Procédé de préparation dthydrocarbures diéniques par déshydrogénation dthydrocarbures paraffiniques ou oléfiniques à une température de 400 à 7000C en présence d'un diluant inerte gazeux et d'un agent itoxydation gazeux dans un lit fluidisé d'un cataTyseu-d base d'oxydes cara::ètéris'éen ce quton Gffectue les opérations dans un réacteur comportant au moins deux sections séparées verticalement et communiquant entre elles dans les parties supérieure et inférieure du lit fluidisé de catalyseur qui circule d'une manière dirigée dlune section dans une autre, en étant soumis à une réduction lors de la réaction de déshydrogénation oxydante desdits hydrocarbures en un écoulement à courant de même sens avec les hydrocarbures introduits, à une désorption pour séparer les produits de réaction en un écoulement à contre-courant avec le diluant inerte introduit et à une régénération oxydante en un écoulement à courant de même sens avec l'agent d'oxydation introduit, la concentration en catalyseur de la section où se déroule la désorption devant dépasser la concentration en catalyseur de l'autre section de 20 à 1200 kg/m3. 2 - Procédé suivant la revendication 1, caractérisé en ce qu'on effectue les opérations dans un réacteur ayant deux sections I et II communiquant entre elles dans les parties supérieure et inférieure du lit fluidisé de catalyseur, la fluidi- sation du catalyseur dans la section I étant créée par admission dans sa partie inférieure d'une fraction de l'agent d'oxydation et de diluant inerte avec introduction dans sa partie médiane d'une fraction d'hydrocarbures, alors que dans la section II la fluidisation est obtenue par admission dans sa partie inférieure du diluant inerte; la section I, lors de l'écoulement du catalyseur à courant de même sens avec le courant gazeux, étant le siège de la régénération oxydante du catalyseur et ensuite de sa réduction dans la déshydrogénation oxydante des hydrocarbures; et la section II, lors de l'écoulement du catalyseur à contre-courant avec le diluant inerte introduit, étant le siège de la désorption des produits de la réaction entraînés par le catalyseur lors de sa circulation à travers les sections I et Il. 3 - Procédé suivant la revendication 1, caractérisé en ce mulon effectue les opérations dans un réacteur à qua tre sections I, II, III, IV, la section I communiquant dans la partie supérieure du lit fluidisé de catalyseur avec la section II, et la section III communiquant avec la section IV; et dans la partie inférieure dudit lit fluidisé la section I communiquant avec la section IV et la section II communiquant avec la section III; le catalyseur étant maintenu à l'état fluidisé dans la section I par introduction des hydrocarbures et du diluant inerte, dans la section III par introduction de l'agent oxydant et de diluant inerte et dans les sections II et IV par introduction du diluant inerte; la section I en présence de l'écoulement en courant de même sens du catalyseur et des ga étant le siège de la réaction de déshydrogénation oxydante des hydrocarbures, la section III en présence de 1' écoulement en courant de même sens du catalyseur avec l'agent oxydant étant le siège de la régénération oxydante du catalyseur; et les sections II et IV en présence de l'écoulement à contre-courant du catalyseur et du diluant inerte étant le siège de la désorption respectivement des produits de la réaction et de l'agent d'opydation entratnés par le catalyseur lors de la circulation de ce dernier à travers lesdites sections. 4 - Procédé suivant l'une quelconque des revendications 1 à 3, caractérisé en ce quton crée ladite concentration de catalyseur des sections II et IV par maintien de vitesses d'écoulement des gaz dans les sections II et IV de 1,2 à 30 fois inférieures à celles des sections I et III où la vitesse d'écoulement des gaz est de 0,2 à 3 m/s. 5 - Procédé suivant l'une quelconque des revendications i à 3, caractérisé en ce qu'on crée ladite concentration en catalyseur des sections II et IV en disposant dans les sections I et III des éléments de garnissage ou des grilles, la vitesse linéaire d' écoulement des gaz dans chaque section étant identique et égale à 0,2 - 3 m/s. 6 - Procédé suivant l'une quelconque des revendications I à 3, caractérisé en ce qu'on crée la dite concentraMion en catalyseur des sections Il et IV en disposant dans les sections I et III des éléments de garnissage ou des grilles, la vitesse d' écoulement des gaz dans les secteurs II et IV étant de 1,5 à 90 fois inférieure à celle des sections I e t III où elle est de 0,2 à 3 -m/s.