Этот способ начали разрабатывать примерно 40 лет назад с целью найти новые решения, которые смогли бы заменить единственный применяемый на промыш­ленных установках Фишера — Тропша принцип, когда реакцию проводили в трубчатых аппаратах на стационарных катализаторах, а выделяющееся тепло отводили за счет испарения охлаждающей жидкости, протекающей по межтрубному пространству.

Опыты в промышленном масштабе выявили, однако, значительные трудности из-за перегревов катализатора, повышенного выделения углерода и большого образования метана;  в свое  время  эти  трудности  удалось преодолеть только частично. Далее оказалось, что такая работа невыгодна в сравнении С другими способами, так как требует значительно более высокого расхода энергии и по­вышенных затрат. Поэтому в конце II мировой войны разработку способа Mi­chael решнлн прекратить.

Основной идеей способа являлось поглощение выделяющегося при реакции тепла за счет циркуляции большого количества горячего газа, который должен был очень немного нагреваться в реакторе — всего на 10 °С. Избыточное тепло планировали отводить с помощью находящейся вне реактора системы охлажде­ния, а газ горячей циркуляции при этом снова охлаждать до желаемой темпе­ратуры синтеза. Для более надежного регулирования температуры была преду­смотрена Циркуляция холодного газа, в качестве которого применяли остаточный газ, охлажденный и отделенный от жидких продуктов. Его добавляли вместе с исходным газом к газу горячей циркуляции.

На 1 объем исходного газа (водяной газ, полученный из кокса) вводили в циркуляцию 3 объема холодного газа и 100 объемов горячего. Нагрузка по исходному газу достигала 270 м³ на 1 м³ катализатора.

Реактор представлял собой горизонтальную шахтную печь без каких-либо вну­тренних вставок. Объем катализатора в нем составлял 3,8 м³. Реактор был рассчитан на температуру 320—330 °С и давление 2 МПа. Синтез вели на спе­ченном железном катализаторе, который содержал ,в качестве активатора 1%  (масс.) буры.

Реактор выводили на заданную температуру синтеза (320—330°С) путем цир­куляции горячего газа через электроподогреватели при ≈ 2 МПа. Непосред-ственно после этого к циркулирующему газу добавляли холодный газ и исход­ный синтез-газ и подавали смесь в реактор. После прохождения сверху вниз через горизонтальные слон катализатора реакционную смесь разделяли на поток горячего газа (он отдавал свое избыточное тепло горячей воде для производ­ства водяного пара и прн этом снова охлаждался до первоначальной темпера­туры) и на поток остального газа (его охлаждали во многих ступенях для получения жидких и обычных газообразных углеводородов и для отделения реакционной воды). Часть холодного газового потока с примерно комнатной температурой отводили и направляли совместно с исходным газом в реактор. Расположение реактора и важнейших соседних с ним агрегатов ясно из рис. 131 (стр. 315).

Степень превращения смеси СО + Н₂ достигала 80°/о, а суммарный выход углеводородов составлял ≈ 160 г на 1 м³ поданной смеси СО + Н₂.

Получаемые в полузаводском масштабе продукты распределялись по числу атомов С или соответственно по пределам выкипания следующим образом: