随着人类生活水平的提高、人口的急剧增长, 以及工业的迅猛发展, 污水的排放量日趋增多, 水环境污染日益严重, 氮和磷的污染导致水体富营养化等诸多问题.污水的脱氮除磷成为国内外专家学者研究的热点.但是, 传统生物脱氮除磷工艺在实际应用过程中, 经常会出现脱氮和除磷效果不能同时达到最佳的现象, 并且存在能耗大、耗氧大、工艺复杂、脱氮除磷效率低、运行费用高等问题.厌氧氨氧化是一种新型的生物脱氮技术, 与传统硝化-反硝化相比具有能耗低, 不需外加碳源等优点.但是, 厌氧氨氧化反应每消耗1 mol NH4+-N和1.32 mol NO2–N会产生0.26 mol NO3–N.使得总氮(TN)去除率难以进一步提高, 且目前厌氧氨氧化反应过程中产生的硝态氮很少进行下一步处理.
反硝化除磷工艺可以节省碳源和曝气量, 同时实现污泥减量.反硝化除磷(DPR)是在缺氧条件下, 聚磷菌利用细胞内的内碳源作为电子供体, 以硝酸盐或亚硝酸盐作为电子受体进行同步脱氮除磷.由于胞内聚羟基烷酸(PHA)既作为反硝化的碳源, 又作为反硝化聚磷菌过量吸磷的能源, 可以达到“一碳两用”.同步硝化内源反硝化(SNED)技术, 是在低氧条件下, 氨氧化菌和反硝化聚糖菌利用细胞内的PHA, 实现硝化与内源反硝化的同时进行, 从而实现污水的生物脱氮.将反硝化除磷与同步硝化内源反硝化耦合(DPR-SNED), 用于污水的脱氮除磷, 一方面不仅能实现对低C/N城市污水的脱氮除磷; 另一方面还能够对含硝酸盐废水(厌氧氨氧化出水)进行脱氮.工艺简单且氧耗、能耗较低.好氧段SNED的产生可降低出水NOx–N(NO2–N+NO3–N)的含量, 在提高脱氮效率的同时, 可减少NOx–N对下一反应周期释磷过程的影响.在该耦合工艺中, 通过强化城市污水中有限碳源向内碳源的转化与存储, 为实现低C/N城市污水与含硝酸盐废水的同时处理提供可能.
目前, 在一个序批式反应器(SBR)内采用DPR耦合SNED进行同步脱氮除磷的报道还较少, 相关研究主要集中在对单独的DPR系统除磷特性的分析, 单独SND系统形成机制的探讨; 张淼等分别采用A2/O+MBBR和A2/O-BCO双污泥反硝化除磷系统研究了其处理低C/N生活污水的氮磷去除性能, 并得出有机物、TN和PO43–P去除率分别可达88%、80%和96%;王晓霞等采用单级序批式反应器(SBR)研究了SNED耦合生物强化除磷(EBPR)系统的脱氮除磷特性, 发现通过控制溶解氧(DO)浓度与好氧段时间可以增强SNED脱氮过程, 实现系统的优化运行(TN去除率由75%提高至84%).此外, 有关反硝化除磷(DPR)耦合同步硝化内源反硝化(SNED)同步处理低C/N城市污水与含硝酸盐废水(厌氧氨氧化出水)的启动及脱氮除磷特性的研究还未见报道.
本文以低C/N城市污水和含硝酸盐废水为处理对象, 先后采用厌氧/低氧和厌氧/缺氧/低氧两种运行方式考察了DPR-SNED系统的启动及其系统脱氮除磷特性.首先, 在厌氧/低氧方式下, 合理控制DO(0.5~1.0 mg ・L-1)来实现同步硝化内源反硝化除磷(SNEDPR)系统的启动及其性能优化; 随后在厌氧/缺氧/低氧方式下, 在SNEDPR系统中通过调控缺氧时间来强化反硝化除磷效果, 实现DPR-SNED系统的启动.最后对运行过程中系统脱氮除磷特性及其机制进行探究, 以期为低C/N城市污水和含硝酸盐废水的同时处理提供技术支持.
1 材料与方法1.1 实验装置与运行工序
实验用反应器为SBR(图 1), 采用有机玻璃制成, 为敞口反应器, 容积为13 L, 有效容积8~11 L. SBR在厌氧/低氧(1~60 d)交替的条件下运行时, 有效容积为8 L, 每天运行4个周期, 每周期进水(低C/N城市污水)3 L, 排泥100 mL, 具体运行参数见表 1.
图 1
5.Ph计, 溶解氧仪; 6, 8.恒流泵; 7, 9.进水槽; 10.曝气头; 11.搅拌桨; 12.放空阀; 13.储泥槽; 14.出水槽; 15~17.取样口; 18.排泥口图 1 SBR实验装置
表 1 各阶段运行参数统计
SBR在厌氧/缺氧/低氧(61~105 d)交替的条件下运行时, 有效容积为11 L, 每天运行2个周期, 每周期初始进水(低C/N城市污水)为3 L, 厌氧结束, 缺氧段前进水(含硝酸盐废水)3 L, 排泥100 mL, 具体运行参数见表 1.此外, 反应器整个运行过程中, 污泥浓度维持在(2 500±300) mg ・L-1.
1.2 接种污泥和实验用水
本实验用泥取自青岛市某污水处理厂二沉池剩余污泥, 具有良好的脱氮除磷能力, 接种到SBR后MLSS为3 000 mg ・L-1左右, SV%为30%左右. SBR实验用低C/N城市污水取自青岛市某污水处理厂粗格栅前进水口处, 具体水质如表 2所示. pH值为7.2~7.6, C/N平均为4, 温度维持在室温.本实验用硝酸盐废水取自本实验室某厌氧SBR反应器(厌氧氨氧化)出水, 其具体水质: NH4+-N、NO2–N和PO43–P浓度均小于1 mg ・L-1, COD浓度小于10 mg ・L-1, NO3–N浓度为28.09~31.2 mg ・L-1.
表 2 各阶段进水水质统计
1.3 检测方法
水样经中速滤纸(15~20 μm)过滤后, 采用纳氏试剂分光光度法测定NH4+-N; 采用N-(1-萘基)乙二胺分光光度法测定NO2–N; 采用麝香草酚分光光度法测定NO3–N; 采用钼酸铵分光光度法测定PO43–P; 采用联华5B-3A型COD快速测定仪测定COD; 采用重量法测定MLSS; SV是活性污泥在100 mL的量筒内静置30 min测得; SVI值根据SV和MLSS进行计算得到; DO和温度采用雷磁便携式溶解氧测定仪测定; pH采用雷磁PHS-3C型pH计进行测定.
1.4 CODins计算方法
CODins是指在DPR-SNED系统厌氧段, 原水中的COD被聚磷菌和聚糖菌储存为内碳源的量, 其计算方法见式(1):
式中, ΔCOD、ΔNO2-和ΔNO3-分别为系统厌氧段COD、NO2–N和NO3–N浓度的变化量, mg ・L-1; 1.71和2.86分别为单位质量浓度的NO2–N和NO3–N被异养菌反硝化时所消耗的COD质量浓度.
1.5 CODins率计算方法
CODins率是指在DPR-SNED系统的厌氧段, 原水中的COD被聚磷菌和聚糖菌储存为内碳源的百分比, 其计算方法见式(2)[21]:
式中, ΔCOD、ΔNO2-和ΔNO3-分别为系统厌氧段COD、NO2–N和NO3–N浓度的变化量, mg ・L-1; 1.71和2.86分别为单位质量浓度的NO2–N和NO3–N被异养菌反硝化时所消耗的COD质量浓度.
1.6 SNED率计算方法
SNED率用以表示在DPR-SNED系统好氧段的氮损失情况[12], 其计算方法见公式(3):
式中, ΔNH4+、ΔNO2-和ΔNO3-分别为系统好氧段NH4+-N、NO2–N和NO3–N浓度的变化量, mg ・L-1.
2 结果与讨论2.1 DPR-SNED系统磷去除特性
在整个系统的运行过程中, 根据系统脱氮除磷性能及运行方式的变化情况, 将整个过程分为4个阶段, DPR-SNED系统运行过程中进出水PO43–P浓度变化情况见图 2.
图 2
由图 2可知, 在阶段1(1~18 d), 系统进水PO43–P浓度平均值为4.04 mg ・L-1, 出水PO43–P浓度平均值为2.78 mg ・L-1, 厌氧释磷量和好氧吸磷量分别平均仅为5.91 mg ・L-1和7.17 mg ・L-1, PO43–P去除率平均约为60.86%, 系统释磷和吸磷性能较差.
在阶段2(19~37 d), 随着运行时间的延长, 系统厌氧段释磷量由12.02 mg ・L-1逐渐升高至30.77 mg ・L-1, 好氧段吸磷量平均值为22.16 mg ・L-1, 与阶段1相比得到显著提高, 系统出水PO43–P浓度低于3.85 mg ・L-1, PO43–P去除率最高达79.6%.
在阶段3(38~60 d), 系统PO43–P去除特性得以稳定维持.在该阶段, 进水PO43–P浓度平均值为4.68 mg ・L-1, 出水PO43–P浓度平均值为0.06 mg ・L-1, 且厌氧释磷量与好氧吸磷量均维持在较高水平, 其最高值分别为18.09 mg ・L-1和22.71 mg ・L-1.此阶段PO43–P去除率高达98.24%, 除磷效果较好.具体联系污水宝或参见更多相关技术文档。
在阶段4(61~105 d), 为实现高硝酸盐废水的同时去除, 在系统厌氧段末期加入缺氧段.在该阶段, 系统进水PO43–P浓度平均为5.1 mg ・L-1.缺氧段末期PO43–P浓度由第63 d的6.68 mg ・L-1逐渐降低至第69 d的1.65 mg ・L-1, 并在第70 d以后稳定维持较低水平, 其平均值为0.57 mg ・L-1.在该阶段, 反硝化除磷效果逐渐增强, 出水PO43–P浓度稳定维持在0.5 mg ・L-1以下.说明系统可实现低C/N城市污水和含硝酸盐废水的高效脱氮除磷.
2.2 DPR-SNED系统的硝化特性
图 3为DPR-SNED系统运行过程中进出水NH4+-N浓度及去除率的变化情况.从中可知, 在阶段1(1~18 d)的第1~5 d, 出水NH4+-N浓度由9.5 mg ・L-1逐渐升高至22.95 mg ・L-1, 并在此后的6~10 d逐渐降低至5.02 mg ・L-1.该时间段(1~10 d)内, 系统硝化性能不佳, NH4+-N去除率平均值仅为73.73%.该阶段11~18 d出水NH4+-N浓度稳定维持在较低水平, 硝化性能增强, NH4+-N去除率达到90%以上.
图 3
在阶段2(19~37 d), 随着系统运行时间的延长硝化性能趋于稳定, 出水NH4+-N浓度平均值为2.43 mg ・L-1, NH4+-N去除率平均为94.76%, 最高可达100%.在阶段3(38~60 d), 系统硝化性能得到进一步稳定.系统NH4+-N去除率稳定维持在95%以上, 出水NH4+-N浓度的平均值仅为0.23 mg ・L-1.系统出水NO2–N和NO3–N浓度与阶段1相比均有所升高(分别由0.4 mg ・L-1和3.74 mg ・L-1升高到1.19 mg ・L-1和4.39 mg ・L-1, 见2.4节).氨氮的去除部分因硝化作用转化为NO2–N和NO3–N, 部分因低氧段SNED的存在转化为氮气.说明在该阶段系统已经具备良好的NH4+-N去除性能.
在阶段4(61~105 d), 当系统的运行方式改为厌氧/缺氧/低氧后, 系统仍然维持良好的硝化性能.出水NH4+-N浓度平均值为0.02 mg ・L-1, NH4+-N去除率基本保持在100%.说明改变运行方式(由阶段1~3的厌氧/低氧改为阶段4的厌氧/缺氧/低氧)对系统的硝化性能几乎不造成影响.
2.3 DPR-SNED系统的COD去除特性
图 4为DPR-SNED系统运行过程中COD浓度变化情况.从中可知, 在阶段1(1~18 d)系统进水COD浓度平均值为219.33 mg ・L-1, 厌氧末和出水COD浓度平均值分别为73.81 mg ・L-1和60.63 mg ・L-1, 说明系统内COD的去除主要是在厌氧段实现的. CODins和CODins率的平均值分别为41.52 mg ・L-1和89.22%, 但COD去除率仅为67.77%, COD的去除能力较差, 分析其原因可能在于聚磷菌释磷量较低(约5.91 mg ・L-1, 见2.1节), 导致对内碳源的积累量较少.
图 4
在阶段2(19~37 d), 随着运行时间的延长, 系统COD去除性能提高.厌氧末和出水COD浓度分别由第19 d的83.33 mg ・L-1和65.33 mg ・L-1降低至第33 d的50.2 mg ・L-1和25.58 mg ・L-1. COD去除率由77%升高至87%.同时, 系统CODins由47.72 mg ・L-1升高至59.53 mg ・L-1.此外, 在该阶段CODins率的平均值为85.58%.说明聚磷菌释磷量增加(见2.1节), 有利于增强系统厌氧段COD的去除及内碳源的积累能力.
在阶段3(38~60 d), 系统COD去除性能得以稳定维持.系统厌氧末和出水COD浓度分别平均为47.62 mg ・L-1和40.75 mg ・L-1, COD去除率的平均值为82.51%, CODins和CODins率分别平均为66.05 mg ・L-1和89.3%.说明系统已经具备良好的COD去除及内碳源积累的特性.
在阶段4(61~105 d), 当系统的运行方式改为厌氧/缺氧/低氧后, COD的去除和内碳源的积累特性基本不受影响.在该阶段, 进水COD浓度平均值为302.57 mg ・L-1, 厌氧末、缺氧末和出水COD浓度平均值分别为42.63、34.89和29.93 mg ・L-1, 本阶段COD去除率平均值为90.03%, CODins高达83.99 mg ・L-1, CODins率高达93.55%.
2.4 DPR-SNED系统好氧段SNED率及脱氮特性
系统运行期间出水NO2–N和NO3–N浓度、SNED率及总氮去除率的变化情况见图 5.从中可知, 在阶段1(1~18 d), 系统出水NO2–N和NO3–N浓度分别仅为0.4 mg ・L-1和3.74 mg ・L-1, 且好氧段SNED率高达77.95%, 总氮去除率平均为76%.说明系统具有较好的脱氮性能, 且好氧段存在的SNED现象是系统实现高效脱氮的主要原因.
图 5
在阶段2(19~37 d), 随着运行时间的延长, 系统总氮去除率仍维持在78%左右, 出水NO2–N和NO3–N浓度平均值分别为2.95 mg ・L-1和4.89 mg ・L-1, SNED率平均值为65.04%.出水NO2–N和NO3–N浓度与阶段1相比稍有上升(分别升高约2.55 mg ・L-1和1.15 mg ・L-1).分析其原因可能在于系统释磷量的增加(见2.1节).
在阶段3(38~60 d), 系统脱氮性能与阶段2相比得以增强.系统SNED率和总氮去除率分别由阶段2的65.04%和78%升高至72.66%和90%;同时NO2–N和NO3–N浓度分别降低至1.19 mg ・L-1和4.39 mg ・L-1.分析其原因可能是聚糖菌对内碳源积累量逐渐增多, 使得用于同步硝化内源反硝化的内碳源也有所增加.
在阶段4(61~105 d), 当系统的运行方式改为厌氧/缺氧/低氧后, 系统出水NO2–N和NO3–N浓度平均值分别为0.15 mg ・L-1和4.73 mg ・L-1. SNED率稍有波动, 但逐渐稳定维持在62%左右.分析SNED率降低的原因可能是缺氧段反硝化除磷的进行, 使得好氧段同步硝化内源反硝化所能够利用的内碳源减少.这也导致系统总氮去除率稍有下降, 但仍维持在88.41%左右.
2.5 DPR-SNED系统实现低C/N城市污水和高硝酸盐废水高效脱氮除磷的机制
为进一步分析DPR-SNED系统同时实现低C/N城市污水和含硝酸盐废水脱氮除磷机制, 对反应器运行的第93 d的典型周期内基质浓度变化情况进行分析(见图 6).初始COD、NH4+-N、NO2–N、NO3–N和PO43–P浓度分别为131.23、21.66、0.1、1.33和1.51 mg ・L-1.
图 6
如图 6所示, 在厌氧段(0~180 min), COD浓度逐渐降低, 并伴随着磷的释放和NOx–N的去除.在0~30 min内, NO2–N和NO3–N浓度迅速降至0.在0~80 min内, PO43–P浓度呈线性增长趋势, 且伴随着COD浓度的迅速降低.说明在0~80 min内主要发生NOx–N的外源反硝化作用以及聚磷菌的释磷作用, 且厌氧段COD的去除主要是通过释磷作用实现的.在80~180 min内, PO43–P的浓度已基本保持不变, 但COD的浓度依然降低了22.47 mg ・L-1.说明60~180 min内, COD的去除主要是通过聚糖菌的作用实现的.因此, 在厌氧段, 异养反硝化菌、聚磷菌和聚糖菌均参与了COD的去除, 且延时厌氧180 min, 可通过强化聚糖菌的作用来提高污水中外碳源的利用特性及其向内碳源的转化特性.
在缺氧段(180~360 min), COD和NH4+-N浓度基本不变.在该阶段的180~310 min内, PO43–P浓度迅速降低, 同时伴随着NO2–N浓度的升高和NO3–N浓度的降低.此外, 该过程的ΔPO43–P/ΔNO3–N约为2.07接近理论值1.7~2.1.证明反硝化除磷过程的进行, 且其主要利用NO3–N作为电子受体.另外, 在NO3–N的还原过程中, 还伴随着NO2–N的生成, 说明系统存在内源短程反硝化过程.在该阶段的310~360 min内, NO3–N浓度基本不变, NO2–N和PO43–P浓度逐渐降低.说明此时间段内, 反硝化聚磷菌主要利用NO2–N为电子受体.
在好氧段(360~510 min), COD浓度基本保持不变. PO43–P浓度最终降低至0.3 mg ・L-1.因硝化作用, NH4+-N浓度最终达到0, NO2–N和NO3–N浓度为0.05 mg ・L-1和4.82 mg ・L-1.好氧段氮损失高达12.26 mg ・L-1.在此浓度下, 微生物自身同化作用对NH4+-N的去除贡献很少, 可忽略不计, 主要通过反硝化作用实现脱氮.好氧段存在好氧吸磷、硝化和内源反硝化作用, 且氮和磷的去除是利用厌氧段存储的内碳源.
3 结论
(1) 通过延长厌氧时间(180 min), 并控制好氧段溶解氧0.5~1.0 mg ・L-1, 可在60 d实现SNEDPR系统的启动. SNEDPR系统启动成功后, 出水PO43–P浓度 < 0.5 mg ・L-1, 系统N、P的去除率均维持在90%以上, COD的去除率维持在80%以上, 系统SNED率和CODins率分别维持在70%和95%左右.
(2) 厌氧(180 min)/缺氧(180 min)/低氧(150 min)运行的DPR-SNED系统启动成功后, 缺氧末PO43–P浓度 < 1.1 mg ・L-1, 出水PO43--P浓度 < 0.5 mg ・L-1, 系统P、COD去除率均维持在90%以上, N去除率维持在88%左右, 系统SNED率和CODins率分别维持在62%和90%左右. DPR-SNED系统与SNEDPR系统相比实现了低C/N城市污水和含硝酸盐废水的同时去除.
(3) DPR-SNED系统的厌氧段聚糖菌和聚磷菌对内碳源的储存, 可为缺氧段反硝化除磷与好氧段同步硝化反硝化及好氧吸磷过程的进行提供充足的内碳源.
(4) 在DPR-SNED系统缺氧段NO3–N的还原过程中, 伴随着NO2–N的生成, 可能存在少量反硝化聚糖菌利用NO3–N进行内源短程反硝化.系统好氧段利用剩余的内碳源进行同步硝化内源反硝化和好氧吸磷, 进一步提高了系统总氮去除率及磷去除率.(来源：环境科学 作者：杜世明)
偶氮染料具有长期潜在危害，是一种难降解的典型污染物，其无害化处理一直受到人们的重视。传统的物理方法如吸附法、膜分离法等只是将污染物从一种介质转移到另一种介质中，并未从根本上降解有机物，而且有时处理不当还会造成二次污染。化学氧化法处理成本过高，且催化剂无法回收;常用氧化剂表现出氧化能力不强、存在选择性氧化等缺点，处理过程中容易引入杂质造成二次污染。生物法是处理偶氮染料废水相对经济的选择，其中微生物燃料电池(MFC)技术具有无污染、污泥产生量小的特点，并且在处理污水的同时还能获得清洁的电能。应用MFC进行含偶氮染料废水的处理也逐渐成为水污染控制领域研究的热点之一。
笔者尝试在无膜单室MFC中接种先前得到的非碳源依赖性偶氮染料降解菌和混合菌群，以碳纸和石墨毡作为复合阳极，构建低成本简易单室MFC来处理模拟单一和混合偶氮染料废水。考察外加碳源、缓冲盐在不同接种条件下对单一和混合偶氮染料废水脱色及产电性能的影响，从而验证搭建低成本处理偶氮染料废水MFC体系的可能性。
1 材料和方法
1.1 MFC的构建
实验所用MFC 装置区别于传统的两室电池，属于单室微生物燃料电池。反应室为有效容积100 mL的烧杯，材质为有机玻璃。考虑低成本和优化微生物的成膜环境，笔者制作了碳纸和石墨毡组成的复合阳极(见图 1)，阴极为表面粗糙化处理的石墨棒(长约5 cm，底面直径0.6 cm)。阴阳两极分别与万用表(上海优利德电子有限公司)、外接可变电阻箱(上海东茂电子科技有限公司)以及连接电脑的电流数据采集卡(National Instrument Corporation)串接。加入接种物、偶氮染料和营养液，在恒温磁力搅拌器搅拌下启动运行MFC两周，待阳极挂膜稳定再进行后续实验。
图 1 MFC实验装置和复合阳极
1.2 MFC的启动和运行
MFC使用的纯接种物Stenotrophomonas malto- philia strain T-8分离自经偶氮染料废水驯化的脱水污泥中，是一种非碳源依赖性的偶氮染料降解菌;混合接种物为包括Stenotrophomonas maltophilia strain T-8的偶氮染料降解菌的复合菌剂。
采用序批式运行方式进行工作液的添加，实验初期为电极生物膜形成期(约两周)，每个周期的工作液组成见表 1，运行过程中无额外曝气，每日搅拌2 h，无避光处理，运行温度为室温(25~28 ℃)。
1.3 数据测量和分析
评价MFC 运行效果的主要参数包括：电流及电流密度、pH、电导率、功率、功率密度、内阻、库仑效率、能量效率、COD去除率、染料脱色率和污染物负荷率。其中电池电压的变化由电压数字采集卡进行在线采集和记录，外加电阻设为1 000 Ω，则电流、功率和电流密度等可由文献中的公式计算〔6〕。所设定外阻依次为100、200、300、400、500、700、1 000、1 300、1 600、2 000 Ω，并用数字万用表记录电压值，电阻每改变一次，待电压稳定后再记录数据，每个周期开始每0.5 h测定1次。
输出电流(I) 由欧姆定律计算，见式(1)。
电流密度j 按式(2)计算。
式中：A――电极面积，cm2。
功率密度用式(3)计算。
式中：P――功率密度，mW/m2; U――电压，mV; Re――外电路电阻，Ω; I――电流，mA; A――阳极的有效表面积(实验采用的是3 cm× 3 cm的碳纸和石墨毡)，cm2。
功率密度曲线反映的是输出功率密度与电流密度的关系。
通过紫外可见分光光度计测定处理前后废水的吸光度值，计算染料脱色率。COD去除率采用HJ/T 399―2007方法测定。
2 结果与讨论
2.1 外加碳源对MFC产电脱色性能的影响
在MFC运行的前2个周期，采用的葡萄糖质量浓度分别为4、2 g/L，COD去除率分别为61.7%、66.7%，脱色率分别为65.1%、63.8%(见图 2)，随着葡萄糖质量浓度的升高，MFC的输出功率、电压及电流密度均升高(见表 2)。当葡萄糖质量浓度为4 g/L时，MFC的最大输出功率为1.17×10-3 W/m2，最大电流密度为6.67×10-3 mA/cm2。当葡萄糖为2 g/L时，MFC的最大输出功率为3.2×10-4 W/m2，最大电流密度为4.44×10-3 mA/cm2。
图 2 MFC运行各周期的脱色率和COD去除率变化
在葡萄糖质量浓度为4 g/L(第4周期)和无葡萄糖添加(第5周期)时，废水 COD去除率达到73.8%、77.8%，脱色率分别为63%、49.9%(见图 2)，说明接种于该MFC的偶氮染料降解菌在外源碳源存在下会优先利用外加碳源作为电子供体，通过共代谢的方式降解脱色偶氮染料，但在无外源碳源条件下会改变代谢途径，直接降解偶氮染料。与单一偶氮染料不同，在处理混合偶氮染料废水时，碳源的添加使得MFC的输出功率、电压以及电流密度降低。在无外加碳源的条件下，MFC的最大输出功率为7.2×10-4 W/m2，最大电流密度为6.67×10-3 mA/cm2，高于添加葡萄糖时的4.06×10-4 W/m2、5.56×10-3 mA/cm2，最大电流密度与葡萄糖质量浓度为4 g/L时处理单一偶氮染料的MFC相同。具体联系污水宝或参见更多相关技术文档。
综上所述，接种非碳源依赖型偶氮染料降解菌的MFC系统能够处理单一或混合偶氮染料废水，并获得相同水平的电能输出。
2.2 缓冲盐对MFC产电脱色性能的影响
向模拟偶氮染料废水中添加硫酸钠(5 g/L)、碳酸钙(2.5 g/L)和乙酸钠(2 g/L)，研究缓冲盐对MFC脱色产电性能的影响，见图 2。结果表明，缓冲盐的添加对微生物脱色偶氮染料产生了轻微抑制(脱色率从63.8%降为59.8%)，但加快了对COD的去除(COD去除率为66.7%升高到80.4%)。由于缓冲盐的添加，MFC的产电受到了很大抑制，基本测不到电压(在2 000 Ω的外阻下，电压只有0.002 V)。在无缓冲液添加的条件下，MFC的最大输出功率为12.8×10-4 W/m2，最大电流密度为8.89×10-3 mA/cm2。这可能是因为在实验条件下加入的缓冲盐有一部分成为了电子受体，使得一部分电子未经过外电路而在溶液内部被消耗。
2.3 MFC运行周期中其他指标的变化
利用MFC脱色偶氮染料废水时，pH在6.22～7.64之间变化(见表 3)，说明该MFC体系运行时不会产生大的pH波动，这有利于作为MFC催化媒介的微生物的稳定生长。而电导率变化范围比较大(0.647～6.65 mS/cm)，这可能是由于随着微生物对葡萄糖的消耗，生物量的合成及代谢产物大量增加，微生物燃料电池的内阻在不断增大。
由表 3可知，使用单一菌株脱色单一偶氮染料废水时，脱色率为59.8%～65.1%，COD去除率为61.7%～80.4%。利用单一菌株脱色混合偶氮染料废水时，脱色率为45%～63%，COD去除率为73.8%～82%，说明混合偶氮染料的复杂性影响了菌株对其代谢速率，也证实该MFC体系能够适应复杂偶氮染料废水的处理。当接种复合菌种脱色混合偶氮染料时，脱色率最大只有34.9%，尽管脱色效果不是很理想，但表观色度下降快，且COD去除率仍可达到71.8%。可能是MFC接种复合菌种后，其中的快速生长种群快速消耗外加碳源进行生物量合成，消减了用于攻击偶氮键的电子数目，同时抑制了非碳源依赖型偶氮染料降解菌生长，造成整体脱色率下降。
图 3是MFC运行周期间电压的变化情况。
图 3 MFC运行周期间电压变化情况
刚加入燃料时，由于微生物所需要的营养物质充足，降解有机物的速率高，电子一部分用于攻击偶氮键使偶氮染料脱色，一部分形成电流，一部分用于细菌同化作用，之后随着有机质即电子供体的消耗，MFC的输出电压开始逐渐下降，溶液pH基本保持在7左右，电导率出现降低趋势。重新添加偶氮染料废水时，微生物代谢再次被激活，从而能开始新的电能输出。从图 3可以看出，利用单一菌种处理单一偶氮染料废水时的输出电压(最大为105 mV)要明显高于利用单一菌种处理混合偶氮染料废水时的输出电压(最大输出电压为36 mV)。
2.4 MFC系统中的电子流分配
本研究中葡萄糖是主要电子供体，其电子主要去向为生物量、偶氮键断裂消耗和电能输出，在已知葡萄糖添加量、电能输出和脱色率的情况下，可以计算出电子流的分配。MFC在第2循环周期的运行稳定，COD去除率和脱色率都较好，电能输出较高且稳定，故以此为例计算和分析电子流可能的分配途径：添加葡萄糖0.04 g，则总输入电子数为3.2×1021，电能输出的电子为5.4×1018(采用平均电压计算)，偶氮染料橙黄G断裂偶氮键还原产生芳香胺所需的电子数为8.4×1018。用于脱色偶氮染料和产生电流的电子数占提供电子总数的0.4%，说明葡萄糖代谢分解产生的电子只有极少部分用于产生电流和偶氮染料的脱色，大部分或经生物量生长等其他途径消耗。而且用于产生电流和偶氮染料脱色的电子处于同一数量级，说明二者不存在明显的电子流竞争，证实接种特定菌种的低碳源或无碳源添加的MFC具备处理含偶氮染料废水的潜能。
3 结论
接种非碳源依赖性偶氮染料降解菌的MFC系统可处理单一或混合偶氮染料废水，并获得相同水平的电能输出，输出功率最高可达1.28×10-3 W/m2，最高脱色率为65.1%，最高COD去除率为82%。虽然电能输出水平较低，但无需额外碳源和缓冲盐添加成本，且加快了脱色速率，具有一定应用价值。(来源：水博网)
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